毕业设计：脱丙烯精馏塔设计

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目录摘要…………11.前言……………………..42.脱丙烯精馏塔工艺计算…………………72.1全塔物料平衡计算…….72.2确定塔操作条件……….82.2.12.2.22.2.3塔底温度的求定……..2.2.42.3回流比及理论塔板数的求定112.3.12.3.2求最小回流比R2.3.32.3.42.3.5计算全塔平均板效率计算实际塔板数…………………2.3.5.的确定…………15精馏塔设计计算草图…………………183.浮阀塔板设计计算…….193.1选取设计塔板…………193.2气体摩尔流量的计算…………………193.2.13.2.23.2.33.2.43.3计算液体的密度及流量………………203.3.13.3.2计算液体的体积流量3.4求定液体表面张力σm………………223.5初选塔径………………223.5.1求上限空塔气速u3.5.23.5.33.6选取塔径及实际空塔气速233.6.13.6.2实际空塔气速的求取3.7计算塔截面积…………233.8计算塔的有效高度……233.9塔板设计………………233.9.1确定塔板溢流形式3.9.23.9.33.9.43.9.53.9.63.9.73.10塔板的水力学计算…………………263.10.13.10.23.10.33.11塔板负荷性能图293.11.1泄漏线………………3.11.23.11.33.11.43.11.5雾沫夹带线（上限）浮阀塔板设计计算结果及符号意义一览表…………31浮阀阀孔排列图………33浮阀塔板布置图34浮阀塔板负荷性能图…………………354.技术分析…………………365.结束语…………………366.参考文献37EnglishSummary：Oilisanimportantsubstanceusedindevelopingnationaleconomyandconstruction.Itcanproducevariousproductsandhasmanypurposes.Theproduceandthedevelopmentoffinechemicalindustryarecloselyrelatedtothelifeofthepeopleandtotheotherproducemovement.Relatively,theorganicchemicalmaterialindustryofourcountrydevelopedlate,butasnewfieldsdevelopedandnewoil-refiningfactoriesconstructedgradually,theuseoftheresourcesofnaturalgashasachievedaremarkabledevelopment.Propyleneisoneoftheimportantchemicalindustrymaterial,ahalfofitsproduceoutputsareusedtomakechemicalindustryproductsinAmerica,thenthereaction’sproductbetweentherestandisobutaneisalkanechemicalcompounddemandedinpetroleum.Plentyofchemicalindustryproductsareallcomefrompropylene.Forinstance,polypropylene,acrylicacid,acrylonitrile,ethyieneoxideandacetoneandsoon.Now,mostofgas-seperatingdeviceofoil-refiningfactoryarestillusingtheseperationofdistillation.Distillationistheunitoperationofseperatingliquidscompounds.Itsbasictheoryisapplyingthedifferencesofeyeryseperatedpart’svolatility,thatis,underthesamepressure,theyareseperatedasthedifferentboilingpoint.Columndeviceisadevicethatcanrealizedistillation’schancebetweengasesandliquids,widelyusedinchemicalindustry,petrochemicalindustryandothers.Itsconstructurestylebasiclycanbedividedintotwotypes-boardcolumnandfioat-valvecolumn.Boardcolumnisadevicethatcompletethetransmitionbetweengasesandliquidsthroughtouch,andfloatvalvecolumn’sadvantagesarethestrongproducecapacityandthelargeelasticityofoperation,becausetheplatedfficiencyisveryhigh,thepressuredropfromairtoliquidlevelisrelativesmall,anditscostischeaper,float-valvecolumnhasbecomethemostwidelyusefulcolumntype.Ourcountry’spetrochemicalindustrydevelopedrapidlytheseyears,butbecauseoftheoriginallowfoundation,thedutiesliebeforeourpetroleumworkersarestillheavy,wemustinsistonmaintainindependence,self-reliance,comprehensiveutilization,overallimprovement,workhard,aredeterminedtocatchupwiththeadvancedleveloftheworld,andbuildthemorebeautifulcountry.中文摘要：石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关。我国的有机化工原料工业起步较晚，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，其基本原理是利用被分离的各组分的挥发度不同，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。因此必须坚持独立自主、自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平。关键词：塔板浮阀丙烯开孔率雾沫夹带等。1.前言石油是发展国民经济和建设的主要物质，产品种类繁多，用途极广。精细化工的产生和发展与人们的生活和生产活动紧密相关，近十几年来，随着生产和科学技术的不断提高，发展精细化工已成为趋势。我国的有机化工原料工业起步较晚，全国解放前除有少量炼焦苯和发酵酒精外，大量有机原料依靠进口。在解放初期的有机化工原料工业，只能在煤炭和农副产品基础上起步，随着新油田的相继开发和新炼油厂的陆续建设，与此同时，对天然气资源的利用，也取得了长足进展。以石油为原料生产化工产品，并非起源于近代，在第二次世界大战以后，石油化学工业发展非常迅速，以石油为原料可以得到三烯、一炔、一萘及其他化工基础有机原料，进而制得醛、酮、酸、酐等基本有机产品和原料，再制得合成纤维、合成塑料、合成橡胶、合成洗涤剂、涂料、炸药、农药、染料、化学肥料等重要的化工产品。目前，全世界每年生产的石油虽然仅有5%左右用于化学工业，但石油化工的总产值却占化学工业总产值的60%左右，某些国家甚至达到80%，由此可见，石油在化工领域中占有重要的地位。丙烯是重要的化工原料，美国将生产量的二分之一用于制造化工产品，余下的大部分则与异丁烷反应制造汽油中所需要的烷化物。由丙烯可以得到大量的化工产品，如聚丙烯、丙烯酸、丙烯腈、环氧丙烷、丙酮等。当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。2脱丙烯精馏塔工艺计算2.1全塔物料平衡计算根据进料量F=170Kmol/h，进料组成XF=0.5582（为丙烯摩尔分率）及两轻重关键组分的摩尔分率在塔顶塔底中分配情况，既XD=0.83，XW=0.10列方程组解得式中：XF－丙烯的进料组成。XD－塔顶产品中丙烯的组成。XW－塔底产品中的丙烯组成。Ｄ、Ｗ－塔顶、塔底产品流量。而进料摩尔流量=摩尔百分数×进料量。馏出液的摩尔流量=摩尔百分数×馏出液流量。釜液摩尔流量=摩尔百分数×釜液流量。例如：甲烷进料摩尔流量=0.05%×170=0.085Kmol/h甲烷进料质量流量=0.085×16=1.360Kmol/h甲烷馏出液摩尔百分数=0.085/106.7041=0.0796%其它各组分依此类推。对全塔的物料平衡进行计算，其结果列于下表。表－1脱丙烯塔物料衡算结果汇总表分量%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h%Kmol/hKg/h由表－1计算数据可知本塔物料是平衡的。2.2确定塔的操作条件2.2由已知回流液温度为t回=50℃,根据泡点方程,利用试差法来确定回流罐的压力。在t=50℃时，设P回=2.38MPa由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki表-2试差法确定回流罐压力数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计从表-2中数据的最后结果=1.000272≈1。所以假设的P回值即为所求压力值。由工艺条件知P顶=P回+0.10133=2.38+0.10133=2.48133MPa。2.2因为P顶=2.48133MPa，利用露点方程,应用试差法确定塔顶温度。设塔顶温度t顶=56℃。由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数据列于下表。表-3试差法确定塔顶温度数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计从表-3中最终所得数据=1.003066≈1。所假定的温度t顶=56℃塔底温度的求定根据已知工艺条件全塔总压降为0.5×101.33KPa，则塔底压力P底=P顶+0.5×0.10133=2.48+0.5×0.10133=2.53MPa，再根据泡点方程，应用试差法确定塔底温度，设塔底温度为t底=75℃。由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值及计算数值列于表-4。表-4试差法确定塔底温度数据表组分丙烯丙烷合计由表-4中数据可知最终求得=1.003047≈1，所以假设之t底=75℃即为所求的塔底温度。进料温度的求定根据有关资料进料压力可近似用塔顶及塔底压力的算术平均值表示，即：P进料=（P顶+P底）/2=（2.48+2.53）/2=2.5MPa，根据工艺条件已知进料热状态为泡点进料，因此利用泡点方程=1，仍采用试差法求定进料温度。设进料温度为t进=62℃，由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得ki值，并将Xi、KiXi表-5试差法确定进料温度数据表组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计由表-5中数据求得最后=1.00068≈1，所以假设进料温度t进=62℃即为所求值。2.3回流比及理论塔板数的求定2.3根据塔顶、塔底的温度和压力，由《石油炼制设计数据图表集》下册482页，图12-1-1烃类相平衡常数图查得各组分的相平衡常数，然后以重关键组分丙烷为基准，求出各组分的相对挥发度αi=Ki/KC30。计算结果列于下表。表-6相对挥发度计算结果汇总表分Kiα顶Kiα底甲烷9.9012.692310.029.192710.8017乙烯3.204.10263.703.39453.7318乙烷2.302.94872.802.56882.7522丙烯0.901.15381.201.10091.1270丙烷0.781.00001.091.00001.00000.300.46150.530.48620.47370.380.48720.510.46790.47750.340.43590.490.44950.4426求最小回流比Rmin根据恩德伍德公式求取最小回流比Rmin，恩德伍德公式如下=1-q，Rmin=-1其中ij为i组分对重关键组分的相对挥发度，为=1-q的根，且其值介于轻重关键组分的相对挥发度之间，由于本设计所选取的轻重关键组分为两个相邻的组分，因此仅有一个值。下面就运用试差法求取值，再求出Rmin的值，计算结果列于下表，设=1.0443。表-7试差法求值计算结果汇总表ijXFi(%)XFi(%)XFi/()(%)甲烷10.80170.050.54019.75740.0554乙烯3.73181.214.51552.68751.6802乙烷2.75222.877.89881.70794.6249丙烯1.127055.8262.90910.0827760.6909丙烷1.000033.7233.7200-0.0443-761.17380.47373.491.6532-0.5706-2.89730.47752.030.9693-0.5668-1.71010.44260.810.3585-0.6017-0.5959100.000.6743因为是泡点进料，所以q=1，即=1-q=0。设=1.0443时，从表-7的计算中可以看出=0.006743≈0，即可以满足工艺要求，因此假设的值可以作为计算值使用。由、ij及塔顶馏出液的组成XDi可以求出Rmin，结果列于下表。表-8Rmin计算数据一览表ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)甲烷10.80170.079660.86059.75740.0882乙烯3.73181.927767.19402.68752.6768续上表。ijXDi(%)XDi(%)XDi/()(%)乙烷2.75224.5724612.58431.70797.3683丙烯1.127083.0000093.54100.08231136.5857丙烷1.000010.4202110.4201-0.0443-235.2167100.00911.5023由表-8的计算结果可知Rmin=-1=8.1150，即为所求取的最小回流比Rmin。求定最少理论塔板数Nmin最少理论塔板数Nmin利用芬斯克方程求取，因为塔顶采用全凝器，芬斯克方程式表示如下：Nmin+1=其中L表示轻关键组分，W表示重关键组分。Nmin=-1=-1=34块表示轻关键组分对重关键组分的相对挥发度，取塔顶塔底的几何平均值，即=。顶：塔顶条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。底：塔底条件下轻关键组分对重关键组分的相对挥发度。2.3.根据经验公式R=（1.1-2.0）Rmin来选择R，首先在1.1～2.0之间选取若干个不同的R值，然后根据R、Rmin及Nmin，求出NT值。由吉利兰图或李德公式求NT值，为了避免由吉利兰图读数据引起的误差，采用李德公式求NT。Y=0.545827-0.591422x+0.00274/x式中求出几个不同的NT值，因R增大时，所需NT值应随之减少，当R增加至某一值，NT减少的趋势变得很缓慢时，此时的R值即为所求的R值，具体计算结果见下表。表-9R、NT数值计算结果汇总表0.81150.081750.531073.55671.62300.151150.474665.66182.43450.210790.434260.96033.24600.262600.401057.56334.05750.308000.372654.93714.86900.348200.347852.82685.68050.383900.325951.08946.49200.416000.306449.63247.30350.444800.288948.39108.11500.471000.273147.3137从表-9中可以看出当R=12.984时，再增大R值相应的理论板数NT下降的较少，所以取回流比R=12.984，相应的理论板数为52块。确定实际塔板数及进料板位置.1计算全塔平均板效率ET利用奥康奈尔关联式计算ET，其表达式是ET=0.49（）-0.245，其中===1.1270。为t===65℃时进料的液相平均粘度，并且=。由《石油炼制设计数据图表集》下册419页，图11-1-5烃类液体粘度图（常压及中压）查得t=65℃时进料中个组分的粘度，最终求得。计算结果列于下表。组分甲烷乙烯乙烷丙烯丙烷合计XFiXFi(%)那么ET=0.49×（1.1270×0.072929）-0.245×100%=90.38%。因为ET=NT/N，N=NT/ET=52/0.9038=57.5349≈58块,不包括重沸器。采用芬斯克方程求精馏段的最少理论塔板数Nmin。因为Nmin=-1其中=1.145Nmin=-1=10.59≈11又根据R=12.98Y=0.545827-0.591422X+0.0027/X由表-9取R=12.984时，Y=0.3478，=18块。那么精馏段的实际塔板数为=19.9159≈20块，提馏段的实际塔板数为Nm=N-（Nn+1）=58-（20+1）=37块，不包括再沸器，实际加料板位置是自上而下的第21块。精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表。表-11精馏塔工艺计算结果一览表项目符号数值单位备注进料流量F170Kmol/h进料温度t62进料压力P2.50MPa塔顶产品流量D106.7041Kmol/h塔顶温度t顶56续上表。项目符号数值单位备注塔顶压力t顶2.48MPa塔底产品流量W63.2959Kmol/h塔底温度t底75℃塔底压力P底2.53MPa塔顶回流流量L1385.0192Kmol/h回流罐压力P回2.38MPa最小回流比Rmin8.115实际回流比R12.984Nm37块加料板位置自上而下全塔理论板数NT52块3浮阀塔板设计计算3.1选取设计塔板在精馏塔的塔板设计计算时，严格来讲应分别对加料板、抽出板及气、液相负荷较大或较小的塔板逐个进行计算。但本设计因设计时间有限，只对气、液流量较大的塔底一块板进行了设计计算，重在掌握设计计算方法。3.2气体摩尔流量的计算3.2.当饱和液体进料时，每层板上升的蒸气摩尔流量都是相等的，且n=V=（R+1）D=（12.984+1）×106.7041=1492.150134Kmol/h=0.4145Kmol/s。3.2.根据式=YiPCi、=YiTiC，求取和。PiC和TiC由《石油炼制设计数据图表集》上册30页、32页，表1-3-3烃类的主要理化性质表查得。Yi为塔底气相组成，由于塔底气相、液相的组成相同，故按液相算，具体计算结果列于下表。表-12假临界参数计算数据表i(%)TiC(K)PiC(MPa)YiTiCiPiC丙烯9.9989365.044.600236.50000.4600丙烷73.0000369.964.2567270.07083.1080异丁烯9.3734417.853.997339.16680.3747异丁烷5.4522408.133.647722.25210.19891-丁烯2.1755419.554.02269.12730.087500.00377.11704.2291对比温度Tr=T/TC＇=（75+273.15）/377.1170=0.9232对比压力Pr=P/=2.53/4.2291=0.5982根据以上两临界参数，由《石油炼制设计数据图表集》上册180页，图5-2-6气体通用压缩因数图中查得Z=0.66。求气体体积流量m3/S求气体的密度先求塔底气体的平均分子量。=0.099989×42+0.7300×44+0.093734×56+0.054522×58+0021755×56=45.9492≈46应用气体状态方程，密度为ρV==60.9200Kg/3.3计算液体的密度及流量3.3.液体密度ρL=1/其中：——塔底液体质量分率。——塔底条件下i组分液体密度。摩尔分率与质量分率之间换算关系如下：，由该式算出塔底液体的质量分率，其结果列入下表。表-13mI与xiMiiMi丙烯0.099989424.199540.09140丙烷0.7300004432.12000.69903异丁烯0.093734565.249100.11424异丁烷0.054522583.162280.071351-丁烯0.021755561.218280.0238945.9492根据t底=75℃，ρLi由《石油炼制设计数据图表集》上册141页，图5-1-3表-14ρLi数值一览表ρiMiMi/ρi×104丙烯3820.6990318.2992丙烷3880.091402.3557异丁烯5140.114242.2223异丁烷4820.071351.48031-丁烯5140.023890.4648合计24.8223由表-14中的数值可以计算出：ρL==104/24.8223=402.8636Kg/计算液体体积流量=0.042083.4求定液体表面张力因=402.8636-60.9200=341.9436kg液体平均分子量，由《石油炼制设计数据图表集》下册569页，图14-2-1烃类混合物的表面张力图查得=2.2mN/m。3.5初选塔径3.5.1求上限空塔气速u因为=0.3457,取板间距HT=0.60m(参考《化工原理》下册164页，表3-2浮阀塔板间距参考数值)，取板上液层高度hL=0.07m（参考《化工原理》下册166页选定hL范围），则HT-hL=0.60-0.07=0.53m。由《化工原理》下册165页，图3-8史密斯关联图查出C20=0.076，C=C20（/20）0.2=0.076×（2.2/20）0则umax=C20为史密斯关联图在液体表面张力=20mN/m的物系绘制。3.5适宜的空塔气速是umax乘以安全系数，安全系数取0.6～0.8之间。本设计取安全系数为0.8，所以u=0.8×0.1158=0.092643.5.。3.6选取塔径及实际空塔气速3.6根据浮阀塔直径系列标准圆整为2.3.6。3.7计算塔截面积ATAT=D2π/4=3.14×（2.2）2/4=33.8计算塔的有效高度ZZ=N×HT=58×0.6=34.3.9塔板设计3.9根据有关文献介绍选取单溢流塔板操作。采用弓形降液管。.2计算降液管的底隙高度对于单溢流取堰长LW=0.8D=0.8×2.2=1.取液体通过降液管底隙时的流速=0.25m。取值根据经验一般可取0.07～0.25之间。确定的原则是保证流体流经此处时的阻力不太大，同时要有良好的液封。3.9.2.LW/D=1.76/2.2=0.8，由《化工原理》下册170页，图3-13查得Wd/D=0.20，所以Wd=0.20D=0.20×2.2=0.Af/AT=0.145，所以Af=0.145AT=0.145×3.7994=0τ=AfHT/LS=0.5509×0.6/0.04208=7.8550s，求得τ大于5秒，能够满足要求。.1边缘区宽度WC破沫区宽度WS溢流区宽度Wd3.9.3.根据公式Aa=2式中X=R=（D/2）-WC=（2.2/2）-0.7=1.Aa==23.9.浮阀塔的操作性能以板上所有浮阀处于刚刚全开时的情况为最好，此时塔板的压强降及板上液体的泄露都比较小，且操作弹性较大，根据工业生产装置的数据对F1型重浮阀而言，当板上所有浮阀刚刚全开时,F0动能因数常在9～12之间。本设计取F0=10，因为F0=，所以,设为气体通过阀孔时的速度，F0为气体通过阀孔时的动能因数，为气体密度，则==1.2812m/s那么浮阀个数Nf=，d0为浮阀孔直径d0=0.039Nf==20.1因为D=2.2m＞0.9m所以采用分块式塔板，排列方式取等腰三角形叉排，同一横排的阀孔中心距去一部分鼓泡区面积，所以相邻两排孔心距要适当减小，以保证浮阀的安装数量，本设计取=.2按t=0.075m，3.9因=VS/（0.785d20Nf）=0.313/（0.785×0.0392×217）=1.2081F0=阀孔动能因数变化不大仍在9～12范围之内，所以选取合理。计算塔板开孔率开孔率=u/u0=0.08238/1.2081=6.8190%3.10塔板的水力学计算塔板的流体力学验算，目的在于核算上述各项工艺尺寸已经确定的塔板，在设计任务规定的气液负荷下能否正常操作。其内容包括对塔板压强、液泛、雾沫夹带、泄漏等项的验算。0.1.1临界孔速=1.1050＞故应用下式计算，因为分离的混合物为碳氢化合物的混合物，故取板上充气程度因数ε0=0.45，取板上液层高度hL=0.根据公式hR=ε0hL=0.45×0.07=.3浮阀塔的hσ值通常很小，计算时可以忽略，所以气体通过浮阀板的压降为hP=hC+hR=0.0676+0.0315=0.0991m液柱，单板压降ΔPP=hρρLg=0.0991×402.8636×9.81=3913.10.该塔板不设进口堰，故液体通过降液管的压降hd=hd=降液管中当量清液层高度Hd=hd+hP+hL=0.00957+0.07+0.0991=0.1787m，实际降液管中液体和泡沫的总高度大于0.1787这个值，为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的总高度不超过上层塔板的出口堰，所以在设计中令Hd≤φ（HT+hW），φ是参数考虑到降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。一般物系取φ=0.5，取出口堰高度hW=0.05m，即φ=0.5，hW=0.05m则Hd＜0.5×（0.05+0.60）=0.3.10.泛点率=或泛点率=式中：VS、LS分别为气、液负荷m3/s；、分别为塔内气、液密度kg/m3；ZL为板上液体流经长度m，对单溢流塔板ZL=D-2WS=2.2-2×0.44=1.32m；Ab为板上液体流经面积m2，对单溢流塔板Ab=AT-2Af=3.7994-2×0.5509=2.69762m2；CF为泛点负荷系数，可根据气相密度及板距HT查得，Ab、A由《化工原理》下册167页，表3-4取K=1.0，在根据=60.92、HT=0.6，由《化工原理》下册176页，图3-16查得泛点负荷系数Cf=0.118。泛点率==65.2354%或泛点率==37.7794%对于D＞0.9m的大塔，泛点率都应小于80%，实际求得的泛点率均小于80%，符合要求，所以雾沫夹带量能满足eV＜03.11塔板负荷性能图3.11.以F0=5作为规定气体取小负荷的标准，则(VS)min==0.1660根据(VS)min在纵坐标轴上定出一点作水平线，即为泄漏线。3.11.以τ=5秒作为液体在降液管中停留时间下限值，即(LS)max=AfHT/5=0.5509×0.60/5=0.06611根据(LS)max在横坐标轴上定出一点C并作垂线，即为液相负荷上限线。3.11对于平堰，一般取堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限条件，低于此限时便不能保证板上液流的均匀分布，降低气液接触效果，根据公式h(LS)min==0.根据(LS)max在横坐标轴取定一点B作垂线，即为液相负荷下限线。3.11.根据φ（HT+hW）=+hL+hd可导出VS与LS的关系式，即。式中：b=φHT+（φ-1-ε0）hW=0.5×0.6+（0.5-1-0.45）×0.05=0.2525则：在0.0015至0.06611之间取若干个LS值，算出相应的VS值，见下表。表-15LS、VS对应关系表根据表-15的数据，再绘制出液泛线。3.11雾沫夹带上限线表现了雾沫夹带量eV=0.1kg（液）/kg（汽）时的LS按泛点率=80%时找出LS与VS的关系，即泛点率=80%==则VS=0.6033-4.2532LS同理：在LS=0.0015～0.06611之间取若干个值，算出所对应的值列于下表，并绘图即雾沫夹带上限线。表-16雾沫夹带线LS～VS对应数据表VS=0.6033-4.2532LS根据以上五条线绘出塔板负荷性能图见附图-4。表-17浮阀塔板设计计算结果及符号一览表项目符号单位数据及说明备注塔径Dm2.2塔板间距HTm0.6塔板型式F1续上表。项目符号单位数据及说明备注溢流堰高hWm0.05溢流堰长LWm1.76板上液层高度hLm0.07降液管底隙高度h0m降液管宽度Wdm0.440降液管截面积Afm20.5509鼓泡区面积Aam22.1872塔截面积ATm23.7994浮阀个数Nf个217浮阀排列方式孔心距Cm0.075排间距m0.110阀孔直径d0阀孔气速μ0空塔气速μm/s0.08238阀孔动能因数F09.4294开孔率θ%6.4294τs7.8550泛点率%65.2354Af/AT%14.5气相负荷上限(VS)minm3/s0.1660气相负荷下限(VS)maxm3/s0.3212操作弹性1.9345液相负荷上限(LS)minm3/s0.0015液相负荷下限(LS)maxm3/s0.066114技术分析4.1由塔板负荷性能图可以看出，在规定的气液负荷下的操作点，即设计点P处，在适宜操作区内的适宜位置，这说明本设计比较合理。4.2该塔板的操作是由泄漏线和雾沫夹带线所控制，在液汽比固定不变的情况下，气相负荷下限为（VS）min=0.166m3/s，上限为（VS）4.3塔板操作弹性等于可以满足原料处理量在一定范围内变化的需要。4.4因操作上限受雾沫夹带线控制，因此，若处理量提高较大时，适当将雾沫夹带线上移，即提高板间距或加大开孔区面积（在塔径不变时也可以减降液管截面积）。5．结束语从设计计算结果可以知道，该精馏塔设计较为合理，完全能够满足规定任务下的处理能力及分离要求，该塔的塔板设计是取气液相负荷较大的塔底塔板而进行设计计算的，如果精馏塔的精馏段提馏段气液相负荷差别较大时，精馏段以及提馏段塔板应分别进行设计计算，这样才能满足生产上的要求。6参考文献《塔的工艺计算》,石油化工工业部石油化工规划设计院编写，1981年，石油工业出版社出版。姚玉英主编,《化工原理》上、下册，天津大学化工原理教研室编，1995年8版，天津科学技术出版社出版。《化学工程手册》第13篇，气液传质设备，《化学工程手册》编辑委员会编写，1984年，化学工业出版社出版。《石油炼制设计数据图表集》上、下册，1978年，上海化工学院炼油教研室编。苏E·H朱达柯夫等著，黄文瀛译，《石油加工主要过程和设备的计算》，1984年12月,石油工业出版社出版。张锡鹏主编，《炼油工艺学》，1986年3月,石油工业出版社出版。程侣柏、胡家振、姚蒙正、高昆玉编译，《精细化工产品的合成及应用》，1992年5月，大连理工大学出版社出版。《石油炼制》上册，华东石油学院炼油工程教研室编，1979年9月，石油工业出版社出版。《物理化学》，天津大学物理化学教研室编，1985年5月，高等教育出版社出版。侯祥麟主编，《中国炼油技术》，1991年2月，中国石化出版社出版。化工原理课程设计说明书设计题目：分离甲醇—水混合液的筛板精馏塔设计时间：专业名称：学生姓名：设计成绩：化工原理课程设计任务书设计题目分离甲醇——水混合液的筛板精馏塔设计数据及条件生产能力：年处理甲醇——水混合液8.3万吨（年开工300天）原料：轻组分含量为40%（质量百分率，下同）的常温液体分离要求：塔顶轻组分含量不低于93%塔底轻组分含量不高于24%建厂地区：沈阳市设计要求：编制一份精馏塔设计说明书，主要内容要求：<1>.前言<2>.流程确定和说明<3>.生产条件确定和说明<4>.精馏塔的设计计算<5>.主要附属设备及附件的选型计算<6>.设计结果列表<7>.设计结果的自我总结评价与说明<8>.注明参考和使用的设计资料编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。精馏操作应在塔设备中完成，塔设备提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，精馏过程中气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物个各组分的挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，实现原料液中各组分的分离。本设计的题目是甲醇-水二元物系板式精馏塔的设计。采用板式塔分离甲醇-水的液相混合物。板式塔与填料塔相比用于精馏装置有诸多优势。板式塔是逐级接触，混合物浓度呈阶跃式变化。板式塔主要功能：在每块踏板上气液两相若保持充分接触，可为传质过程提供足够大且不断更新的相际接触面，减小传质阻力;在塔内使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质阻力。板式塔可方便地住塔板安装冷却盘管。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算、塔辅助设备设计计算、精馏工艺过程流程图、精馏塔设备结构图、设计说明书。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气压压降小，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。其缺点是稳定操作范围窄，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，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

目录

TOC前言 3第一章流程及生产条件的确定和说明 31.1加料方式 31.2进料状况 31.3塔顶冷凝方式 31.4加热方式 31.5再沸器 4第二章精馏塔设计计算 52.1精馏塔的物料衡算 5 5 5 52.2塔板数的确定 5 5⑴采用图解法求。 5⑵求最小回流比及操作回流比 6⑶求精馏塔的汽液相负荷 6 7⑴温度的计算 7⑵平均摩尔质量的计算 8⑶表面张力的计算 8⑸粘度的计算 9⑹相对挥发度的计算 102.3精馏塔塔体工艺尺寸计算 11 11 11 12 132.4塔板主要工艺尺寸计算 13 13 142.5筛板的流体力学验算 15 15 16 16 16 172.6塔板负荷性能图 17 17 17 18 18 182.7筛板塔设计计算结果汇总表 20第三章附属设备的选型计算 223.1接管的设计 22 22 22 22 22 23 233.2筒体与封头 23 23 233.3除沫器 243.4裙座 243.5冷凝器 253.6再沸器 253.7塔结构设计 26 26 26 263.8塔高 27附图 28总结 29参考文献 30第一章流程及生产条件的确定和说明1.1加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料时，要通过液位高度才可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，由于多了高位槽，建设费用会相应增加。若采用泵直接加料，通过采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，使流量和流速稳定，从而提高传质效率，且泵结构简单，安装方便。故本设计采用自动控制泵加料。1.2进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。进料状况与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状况有多种，但一般都进料液预热到泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径基本相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。1.3塔顶冷凝方式冷凝器分为全凝器和分凝器两种，当被冷凝的气相温度较高且常温下为液体时，一般采用全凝器冷凝。当被冷凝的气相温度较高但组分较多且常温下某组分为气态或易气化时，一般采用分凝器。本设计组分为甲醇和水，常温下均为液体，且不易气化。故使用用全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇，故本设计选用全冷凝器。1.4加热方式加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度较低，因而使用理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。故本设计采用间接蒸汽加热。1.5再沸器再沸器的作用是加热塔底料液，使之部分气化，以提供精馏塔内的上升气流，分为内置式和外置式。本设计采用再沸器置于塔外的方式。第二章精馏塔设计计算2.1精馏塔的物料衡算原料处理量总物料衡算甲醇物料衡算联立解得，2.2塔板数的确定⑴采用图解法求。由手册查得甲醇—水的汽液相平衡数据见表2-1，绘出x-y图。表2-1甲醇—水物系的汽液相平衡数据温度t/℃液相中的摩尔分数/x气相中的摩尔分数/y100.000.000.00096.400.020.13493.500.040.23491.200.060.30489.300.080.36587.700.100.41884.400.150.51781.700.200.57978.000.300.66575.300.400.72973.100.500.77971.200.600.82569.300.700.87067.600.800.91566.000.900.95865.000.950.97964.501.001.000⑵求最小回流比及操作回流比在中对角线上自点（0.273，0.273）做垂线为进料线与平衡线交点坐标为。

故最小回流比为操作回流比为⑶求精馏塔的汽液相负荷精馏段操作线方程提馏段操作线方程

图2-1图解法示意图

⑴温度的计算塔顶温度，解得进料板温度，解得塔釜温度，解得精馏段平均温度提馏段平均温度全塔平均温度⑵平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量，查平衡曲线图得

进料板平均摩尔质量由图解理论板得塔底平均摩尔质量

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量⑶表面张力的计算表2-2甲醇与水在各温度下的表面张力温度（℃）60708090100甲醇（mN/m）19.3018.4017.5016.7015.70水（mN/m）66.2264.3562.5960.7258.86

即塔顶液相表面张力，解得，解得

进料板液相表面张力

，解得

，解得

精馏段液相平均表面张力⑸粘度的计算表2-3甲醇与水在各温度下的粘度温度/℃60708090100甲醇/mPa·s0.2770.2520.2280.2120.196水/mPa·s0.4690.4060.3560.3160.284液相平均粘度计算

塔顶液相平均粘度

，解得

，解得

进料板液相平均粘度

，解得

，解得

精馏段液相平均粘度

⑹相对挥发度的计算表2-4安托因系数表ABCt℃甲醇7.197361574.99238.86-16~91水7.074061657.46227.0210~168相对挥发度的计算

即。

甲醇，当温度为64.7℃时，,

，得

得

当温度为100℃时

，得

，得

全塔平均相对挥发度

全塔效率为

安全系数取1.1

实际塔板数

精馏段实际板层数

提馏段实际板层数

2.3精馏塔塔体工艺尺寸计算

塔顶操作压力

每层塔板压降

进料板压力

精馏段平均压力

塔釜压力

提馏段平均压力

全塔平均压力表2-5甲醇与水在各温度下的密度温度/℃60708090100甲醇(kg/m-3)751743734725716水(kg/m-3)983.1977.8971.8965.3958.4塔顶液相密度

，解得

，解得

塔顶液平均密度

进料板液相密度

，解得

，解得

进料板液相平均密度

塔釜液相密度

，解得

，解得

精馏段液相平均密度

精馏段气相平均密度

精馏段气相体积流率

精馏段液相体积流率由，

取板间距，板上液层高度，则，由史密斯关联图可得气体负荷因子

取安全系数为0.7

则空塔气速为

塔径，按标准塔径圆整后：

塔截面积为

实际空塔气速为

精馏段的有效高度：

提馏段的有效高度：

在进料板上方开一人孔：高度为0.8m，因此进料板上精馏段高度为1.0m

故精馏塔的有效高度：

2.4塔板主要工艺尺寸计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

溢流堰长

溢流堰高度

本设计采用平直堰，取。堰上液层高度由式

取板上液层高度，

弓形降液管宽度和截面

由，查弓形降液管参数图得

故，

根据式，故降液管合理。

降液管底隙高度

，取，则

，故降液管底隙高度合理

塔板的分块；

因，故塔板采用分块式

表2-6塔板分块数表塔径（mm）800~12001400~16001800~20002000~2400塔板分块数3456查塔板分块数表得，塔板分为4块。

边缘区域的确定

取安定区宽度取边缘区宽度

开孔区面积计算；

开孔区面积计算即

式中：

；

；

所以：

筛板孔计算及排列；

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用板厚的碳钢板，取筛孔直径，筛孔按正三角形排列，取孔中心距为：。

筛孔数目为：个。

开孔率

气体通过阀孔的气速为

2.5筛板的流体力学验算

干板阻力的计算；

干板阻力的计算即，由，查干板筛孔流量系数图得。

液柱

气体通过液层阻力的计算；

查充气数关联图得：

则液柱。

液体表面张力阻力计算；

液柱

所以气体通过塔板的液柱高度

液柱

所以每层塔板的压降

<。

故该工艺设计合理。

对于筛板塔来说，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

液沫夹带量计算即

精馏段液沫夹带量

因：

所以本设计液沫夹带量在范围内。

对于筛板塔，漏液点气速

实际孔速

稳定系数为：

因此本设计中无明显漏液。

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从关系式

取，则。

而

板上不设口堰

板上不设口堰液柱

液柱

,故本设计中不会发生液泛现象。

2.6塔板负荷性能图

得

在操作范围内任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表2-7

表2-7漏液线Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6910.7080.7310.749由上表做漏液线1。

以为限，

由

整理得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2-8

表2-8液沫夹带量Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)3.6233.4943.3283.199由上表做液沫夹带线2

对于平直堰，取堰上液层高度为最小液体负荷标准:

,取E=1，得

据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

以作为液体在降液管中停留的时间下限

即，故

据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

联立解得

忽略，将与、与、与的关系式带入上式得

将有关数据整理代入得：

在操作范围内，任意取几个值，依据上式计算出值，计算结果列于下表2-9

表2-9液泛线Ls(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs(m3/s)5.175.044.834.59由上表数据作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，在负荷性能图上作出操作点A，连接OA即作出操作线，有图可以看出，该筛板塔的操作上限为液泛控制，操作下限漏液控制。

图2-1筛板负荷性能图

由图查得：

故操作弹性为：2.7筛板塔设计计算结果汇总表

表2-9筛板塔的工艺计算结果汇总表序号项目数值1平均温度tm，℃83.1652平均压力Pm，kPa108.53气相流量VS，m3/s2.5944液相流量LS，m3/s0.001535实际塔板数NP146有效高度Z，m5.87塔径D，m1.68板间距HT，m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形降液管11堰长LW，m1.1212堰高HW，m0.0517913板上液层高度HL，m0.0614堰上液层高度HOW，m0.0082115降液管底隙高度h0，m0.017116安定区宽度WS，m0.0617边缘区宽度WC，m0.0418开孔区面积Aα，m1.40519筛孔直径d0，mm520孔中心距t，mm1521筛孔数目n721222开孔率φ10.07%23空塔气速u，m/s1.29124筛孔气速u0，m/s18.33425稳定系数K1.926每层塔板压降Δp，kPa0.727负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ev，kg液/kg气0.0015430气相负荷上限m3/s0.0168831气相负荷下限m3/s0.0009632操作弹性2.88第三章附属设备的选型计算3.1接管的设计本设计采用直管进料，管径计算如下：

管内流速取，管径

查附录标准系列管选取。本设计采用直管回流，管径计算如下：

管内流速取，管径

查附录标准系列管选取。本设计采用直管出料，塔径计算如下：

管内流速取，管径

查附录标准系列管选取。管内流速，管径

查附录标准系列管选取

本设计采用直管进气，管内流速

管径

查附录标准系列管选取

进料管接管法兰：回流罐接管法兰：塔底出料管法兰：塔顶出料管法兰：塔釜进气管法兰：

3.2筒体与封头筒体的计算即，设计压力，选用材质为普通碳钢，查得100℃以下的许用应力，焊缝系数取

钢板厚度负偏差腐蚀裕量，加工减薄量，实际壁厚。壁厚选择4mm，所用材质Q235A

本设计采用标准椭圆形封头，壁厚计算如下：

取系数，设计压力，选用材质为普通碳钢，查得100℃以下的许用应力，焊缝系数取

钢板厚度负偏差腐蚀裕量，加工减薄量

实际壁厚

实际壁厚

壁厚选择4mm，所用材质Q235A

3.3除沫器，取系数K=0.107，

除沫器直径

选用标准型的不锈钢除沫器40-100。3.4裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形，由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：

圆整后，

考虑到腐蚀余量取18mm，再沸器裙座高度取3m。3.5冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的整体传热系数一般范围为500~1500。本设计选取出料液温度：68.85℃（饱和气）→68.85℃（饱和液）塔顶温度：68.85℃，冷却水温度：20℃→35℃逆流操作：，

表3-1甲醇-水在各温度下的比汽化热温度60708090100甲醇γ(kJ/kg)23051988193918891835水γ(kJ/kg)23552331230722832258由，查表3-1，由内插法

得：

气体流量,

塔顶被冷凝量:

冷凝的热量：

传热面积：

总凝水流量：3.6再沸器塔底温度，选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取。出料液温度：97.48℃→100℃，水蒸气温度：120℃→120℃，采用逆流操作。，

由塔底温度，查表3-1，由内插法得：，解得：

气体流量,

塔顶被冷凝量:

冷凝的热量：

传热面积：3.7塔结构设计塔顶空间是指塔内最上层塔与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5-2.0）HT。本工艺采用2.0倍HT，故：HD=2.0HT=2.0×0.4=0.8m。塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距，其值由如下因素决定：塔底储液空间依储存液量停留3-8min(易结焦物料可缩短停留时间)而定；再沸器的安装方式及安装高度；塔底液面至最下层塔板之间要留存有1-2m间距，本塔取HB=1.5m;人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔6-8层塔板，设一人孔。本设计14块塔板，需设2个人孔。人孔直径为500mm.3.8塔高

附图

史密斯关联图

总结经过几周的的课程设计，我把平时所学的理论知识运用到了实践当中。对于书本上所学的理论有了进一步的理解，也使得我能够自主学习新知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供很大的发挥空间，积极发挥主观能动性，独立地去查阅资料、查找各类数据和标准、确定设计方案。更重要的是这次课程设计不仅锻炼了我应用所学知识来分析解决问题的能力，也提高了我们自学、检索资料和协作的技能。在设计过程中，经常遇到问题，比如由于马虎弄错了结果，那么将会影响下面的每一步计算，就要全部推到重新计算。如果在计算过程忽略了某一条件都会造成设计不当，那没必须全部重来，不断地改正，不断地吸取教训，才能不断地进步，得到最终的设计结果。但设计完成时却看到经过努力而完成的设计，使我感到受益匪浅。课程设计已经完成，对于我们而言让我们知道了只有靠自己的努力建立起来的知识体系才能解决我们遇到的一些难题，在此也要感谢帮助我的老师和同学们，谢谢你们给予我知识上的指导。参考文献邯郸学院《化工原理》课程设计设计题目苯-甲苯精馏塔的设计邯郸学院化学化工与材料学院2021年9月目录1文献综述1.1概述……………11.2方案的确定……………………11.3基础数据………21.4精馏流程………32塔物料恒算2.1原料液及塔顶，塔底产品摩尔分率…………42.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量…42.3物料衡算………43塔板数的确定3.1最小回流比的确定……………43.2操作线方程求解………………43.3理论板数确定…………………43.4塔效率计算……………………63.5求实际板数……………………64精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算4.1操作压力计算…………………74.2操作温度计算…………………74.3平均摩尔质量计算……………84.4平均密度计算…………………94.5液体平均表面张力计算………104.6液体平均粘度计算……………114.7荷计算…………………