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1、前言精馏是分离液体混合物最常用的一种操作，在化工、炼油的工业中广泛应用。塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备，主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔。传统的设计中，蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。近年来，随着塔设备设计水平的提高及新型塔构件的出现，这种传统已逐渐打破。对于一个具体的分离过程，设计中选用何种塔型，应根据生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构制造及造价等要求，并结合维修等因素综合考虑。生产能力而言，单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔；对于分离效率，一般情况下，填料塔
2、具有较高的分离效率，在减压、常压和低压（压力小于0.3MPa）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔；压力将方面，通常填料塔的压降高于板式塔的五倍左右；操作弹性方面，一般来说，填料塔可根据实际情况需要确定操作弹性，而板式塔一般操作弹性较小；对于结构、制造机造价方面，一般来说，填料塔的结构较板式塔的简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。由以上综合考虑，本设计采用板式塔作为水和乙醇的精馏塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操
3、作过程。目录第1章 设计任务书51.1、任务51.1.1、设计题目51.1.2、设计条件51.1.3、设计任务5第2章 设计方案确定及工艺流程说明62.1、操作条件的确定62.1.1、操作压力的选择62.1.2、进料状态的选择62.1.3、加热方式的选择62.1.4、热能利用72.1.5、回流比的选择72.2、确定设计方案的原则72.3、工艺流程的说明8第3章 筛板式精馏塔的工艺设计83.1、精馏塔的工艺计算83.1.1、乙醇和水的汽液平衡组成83.1.2、物料衡算与操作线方程113.2、精馏段物料衡算153.2.1、物料衡算153.2.2、气液负荷的计算173.3、塔和塔板主要工艺尺寸计算1
4、73.3.1、塔板横截面的布置计算173.3.2、筛板能校塔流体力学校核203.4、塔板负荷性能图223.4.1 、过量液沫夹带线232.4.2、溢流液泛线232.4.3、液相上限线242.4.4、漏液线（气相负荷下限线）242.4.5、液相下限线252.4.6 、操作线253.5、提馏段物性衡算263.5.1、物料衡算262.5.2、气液负荷的计算283.6 、塔和塔板主要工艺尺寸计算293.6.1 、塔板横截面的布置计算293.6.2 、筛板能校塔流体力学校核313.7 、塔板负荷性能图343.7.1 、过量液沫夹带线343.7.2、溢流液泛线353.7.3、液相上限线353.7.4、漏液
5、线（气相负荷下限线）363.7.5、液相下限线363.7.6、 操作线373.8、塔高的确定及塔的其它工艺条件373.8.1、塔高的设计计算38第4张 精馏塔的附属设备及选型394.1、辅助设备的选型394.1.1、 直接蒸汽加热394.1.2、冷凝器404.1.3、馏出液冷却器414.1.4、釜液冷却器424.2、塔的主要接管尺寸的选取434.2.1、塔顶蒸气管路434.2.2、塔顶冷凝水管路434.2.3、塔顶液相回流管路444.2.4、加料管路444.2.5、塔釜残液流出管454.2.6、冷却水出口管路454.2.7、塔顶馏出液管路464.3、输送泵的选取474.3.1、釜液泵的选型47
6、4.3.2、 馏出液冷却水泵的选型48第5章 设计结果概要及汇总表485.1全塔工艺设计结果总汇485.2、符号一览表52参考文献54第1章 设计任务书1.1、任务1.1.1、设计题目乙醇水筛板精馏塔工艺设计1.1.2、设计条件常压操作，P1 atm（绝压）。料液初温2025原料来至上游的粗馏塔，为9596的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90。塔顶产品为浓度95%（质量分率）的药用乙醇，产量为3000吨/年。塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于1(质量分率)。 塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。操作回流比R=(1.12.0) 。1.1.3、设计
7、任务完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。第2章 设计方案确定及工艺流程说明2.1、操作条件的确定2.1.1、操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和高压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点较高的物系则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水、冷冻盐
8、水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。由于乙醇和水体系对温度的依耐性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选择常压。其中塔顶压力为1.01325Pa，。2.1.2、进料状态的选择蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液态（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少塔釜的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或者是结焦，则应采用气态进料。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔德操作比较容易控制；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
9、计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。2.1.3、加热方式的选择精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，宜春市轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这是只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.1.4、热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此，热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔
10、底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。2.1.5、回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同内生产的经验值选定。2.2、确定设计方案的原则板式塔的类型很多，但其设计原则基本相同。一般来说，板式塔的设计步骤大致如下：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；确定塔径、塔高等工艺尺寸；进行塔板的设计，包括溢流装置的设计、塔板的布置、升气道（泡罩、筛孔或浮阀等）的设计及排列；进行流体力学验算；绘制塔板的负荷性能图；根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对
11、某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。2.3、工艺流程的说明图2.1原料经上游的粗馏塔出来，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。在塔釜，釜液经再沸器直接蒸汽加热，为精馏段提供物料。塔釜出来的产品经水泵全部送出。第3章 筛板式精馏塔的工艺设计3.1、精馏塔的工艺计算3.1.1、乙醇和水的汽液平衡组成不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如表3-1所示：表3-1 不同温度下乙醇水的汽液平衡组成摩尔分率x%摩尔
12、分率y%温度t摩尔分率x%摩尔分率y%温度t0.00.010025.055.182.30.56.598.430.057.581.71.011.097.135.059.581.22.017.594.940.061.480.73.023.193.545.063.580.24.027.391.850.065.779.95.031.091.055.067.879.16.034.089.560.069.878.87.036.788.565.072.578.78.039.287.770.075.578.59,041.586.975.078.578.410.043.086.480.082.078.312.0
13、46.085.585.085.578.214.048.284.889.489.478.216.050.084.190.089.878.318.051.383.695.094.278.320.052.583.2100.0100.078.3由表21中的数据作出相平衡曲线，见图3.1，及温度组成曲线，见图3.2。图3.1 相平衡曲线图3.2 温度组成曲线相对挥发度： 由计算可得表3-2表3-2t/707580859095100531.65663.54809.55983.961184.701418.281689.04233.66289.23355.25434.12526.05634.17760.062
14、.2752.2942.2792.2672.2522.2362.222=2.26塔顶和塔釜温度的确定:由t-x-y图可知: 塔顶温度t= 77.36，塔底温度t= 98.37，平均温度=3.1.2、物料衡算与操作线方程原料液中：设 乙醇（A）; 水（B）查附表得: =46.07 =18.02= = 2原料来至上游的粗馏塔,取为95.5的饱和蒸汽,由表21得:内差法求得： =0.1569根据产量和所定工作时间，即年产3000吨95%乙醇，每天24小时连续正常工作，则D=，由 F = D + WF=D+W得 F=44.32（kmol/h）， W=35.91（kmol/h），由表3-1乙醇-水的平衡数
15、据用内差法求得原料进入塔时（入塔时温度为90）的气液相组成为： 由 F= L + G 和 F = L + G 得 L = 29.59（kmol/h），q = L /F = 0.668则：q线方程为 y = = -2.01x +0.473回流比和理论塔板的确定：在附图1上做出q线方程得到交点（）,即（0.643，0.714）R= 取R= 1.6 R=2.83根据理论板数的捷算法有=0.28图3.3 吉利兰关联图由吉利兰关联图得：=0.41又 =12.9 代入上试得N=22.6块 N23块所以理论塔板数 NT =23（块）（包括塔釜）或根据相平衡曲线图以作图法（参见图1）求得总理论塔板数 NT =
16、19（块）（包括塔釜），第13块板进料。图3.4 理论板数图操作方程的确定：精馏塔的气液相负荷：精馏段：=(R+1)D=(2.83+1)40.45=154.92（kmol/h）， =RD=2.8340.45 =114.47（kmol/h），提馏段：=V (1-q)F=154.92 (1- 0.632)212.67 =76.66（kmol/h）， =LqF = 114.47 + 0.632212.67=248.88（kmol/h），则精馏段操作线方程： =0.7389xn 0.2158 提馏段操作线方程：yn+1 = xn + xw =xn 0.00012 =2.112xn 0.0001 板效率
17、及实际塔板数的确定： （1）求已知：t= 78.25 ，t= 99.97则全塔平均温度 ： =(C)表3-3乙醇在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.150.8140.6010.4950.361表3-4水在不同温度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.00500.65600.46880.35650.2838由表用内差法求89.1 下的粘度= 0.4340mpas ，=0.3198 mpas则=（1）=0.15730.4340（10.1573）0.3198 =0.3378 mpas =2.270.3378=0.7667（2）求板效率ET由L=0.7809
18、，由化工原理(下)164页图10-20查得 ET=52%，偏低；实际工作ET有所提高,因此取ET =70%.（3）求实际板数由 得精馏段实际板数： =15.716（块）提馏段实际板数： =8.69（块）全塔板数： N=25块在计算理论板数时，我们用了捷算法和作图法两种方法，经过比较可见，捷算法虽然比较接近实际板数，但无法确定进料位置，实际上不常使用。所以用作图法相对实用。3.2、精馏段物料衡算3.2.1、物料衡算操作压强 ： P = 101.325 kpa温度 t ： t=78.25C t=90C t=99.97C t=定性组成：(1)塔顶 y= X= 0.8265 x=0.825(2)进料
19、y=0.3300 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔顶：=0.826546.07+(1-0.8265)18.02=41.20（） =0.82546.07+(1-0.825)18.02=41.16（）进料: =0.330046.07+(1-0.3300)18.02=27.27（） =0.056746.07+(1-0.0567)18.02=19.61 （）平均分子量=34.24（） =30.38()平均密度 由书： 1/=a/+a/ 塔顶：在78.25下：=736.9() =972.9()=0.9241/736.9+0.0759/972.9 则 =714.3()进料：在进料温度90下：=7
20、29.9),=972.9() a =2= 则 =925.54) 即精馏段的平均液相密度=(714.3+925.54)/2=819.92() 平均气相密度=1.17()液体表面张力 ： 塔顶: 查8中图表求得在78.25下：（物化手册） ()进料: 在90.0下： ()则 =(+)/2=(25.71+60.30)/2=43.0()液体平均粘度：塔顶: 查书8 （物化手册）中图表求得在78.25下：=0.504 =0.364=0.82650.504+0.17350.364=0.480 ()进料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94330.3165=0.3
21、228 ()3.2.2、气液负荷的计算由已知条件 =154.92 =114.47 得 ： =1.26 ()=()3.3、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.3.1、塔板横截面的布置计算塔径D的计算：参考化工原理表10-1，取板间距H=0.45m 0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下： = =（）（）=0.0252参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.085=u=2.619()本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.619=2.095（）根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u实际泛点百分率为 ：塔板
22、详细设计 ：选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。 (1)溢流装置取堰长=0.7D=0.71=0.7m，选择平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84E由 =4.32/0.72.5=10.54 查化工原理下图10-48得：E=1.03=2.841.03(4.32/0.7)2/3=0.0098m =0.06-0.0098=0.0502m取0.06是符合的。hL=hW+hOW=0.06+0.0098=0.0698m修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正。(2) 降液管宽
23、度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.1491=0.149m (3) 降液管底隙高度ho 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s。 过小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度W=0.07m，取边缘区宽度W=0.05m （5）筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算塔板上的开孔率=10.1% 则每层塔板上的开孔面积为： =3.3.2、筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 ： 气体通过筛板压降相当的液柱高度：(1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，,查化工原理下图10-45得：Co=0.74（2）气体
24、穿过板上液层压降相当的液柱高度hl按面积（AT-2Af）计算的气体速度 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.58 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度= 板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核 ： 通常限制液沫夹带量不超过10%,以上计算知道FLV=0.0252泛点百分率为0.8，从化工原理下册图10-47查得=0.11，。用另一方法计算： 0.015385s故不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 ： 漏液点的孔速为： = =8.22(m/s)筛孔气速：= 塔板稳定系数 ：表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及
25、各工艺尺寸合适。3.4、塔板负荷性能图注：以下计算常用得,E 经验计算，取E=1.0，则=2/33.4.1 、过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令 =0.1kg液/kg气由 = 42.5310 H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表3-5中： 表3-50.0020.0040.0060.0081.6481.5361.4431.359依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）(参见图3-1) 2.4.2、溢流液泛线由式 和 联立求解。=（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+ =+ 0.0333 =0.1
26、53（）=（）= 则： +0.0335+0.05+0.8462+195.2整理得： =3.765-22.777L-3325.38L 取若干值依(2-18)式计算值，见表2-4，作出液泛线（3）(参见3-1图)表3-600020004000600081.841.771.701.6252.4.3、液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线(4)，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。(参见图3-1）2.4.4、漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.05+0.8462，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=0.0476 代入
27、上式并整理得：V=0.1550 据上式，取若干个值计算相应值，见表2-5，作漏液线（2）(参见图3-1) 表3-70.0020.0040.0060.0080.4010.4220.4390.4542.4.5、液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限，则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线（5）即为液相下限线。2.4.6 、操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与线(1)的交点对应气相负荷为Vs,man，与气相负荷下限线(4)的交点对应气相负荷为Vs,min.可知：精馏段的
28、操作弹性=图3.53.5、提馏段物性衡算3.5.1、物料衡算操作压强 P = 101.325kPa温度 t t=78.25C t=90.0C t=99.97C t=定性组成：(1)塔斧 =0.0012 =0.OOO12(2)进料 y=0.3300 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔斧：=0.001246.07+(1-0.0012)18.02=18.05（） =0.001246.07+(1-0.0012)18.02=18.02（） 进料: =0.330046.07+(1-0.3300)18.02=27.28（） =0.056746.07+(1-0.0567)18.02=19.602（）
29、平均分子量=22.66（） =18.82()平均密度 ： 由式：1/=a/+a/ 塔斧：在99.97下：=714.4() =958.4()=0.0003/714.9+0.9997/958.4 则=958.3()进料:在进料温度90.0下：=729.9() =972.9() a = 则=931.6() 即提馏段的平均液相密度=(958.3+931.6)/2=944.9() 平均气相密度=()液体表面张力 ： 塔釜: 查图表8求得在99.97下： =58.91()进料: 在90.0下： ()则 =(+)/2=(58.86+58.33)/2=58.59()液体平均粘度：塔釜: 查化学化工物性数据手册
30、图表求得在99.97下：=0.361 =0.282=0.00120.325+0.99880.282=0.2839 ()进料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94340.3165=0.323()= (+)/2 = (0.282+0.323)/2 =0.303()2.5.2、气液负荷的计算由已知条件=76.66 =248.88 得 =()=()3.6 、塔和塔板主要工艺尺寸计算3.6.1 、塔板横截面的布置计算塔径D的计算：参考化工原理下表10-1，取板间距H=0.3m 0.06mH-=0.3-0.06=0.24m 两相流动参数计算如下： = =（）（）
31、=0.08 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C=0.06 =u=2.64()本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速=0.82.64=2.112()由精馏段知，将取到D=1m 作为初选塔径，因此 ，重新校核流速u实际泛点百分率为 塔板详细设计： 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。4(1)溢流装置取堰长=0.7D=0.71=0.7m，选择平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84E由 =5.04/0.72.5=12.29查化工原理下图10-48得
32、：E=1.022=2.841.022(5.04/0.7)=0.0208m =0.06-0.0103=0.032m取0.05是符合的。=0.05+0.0103=0.0603m修正后hL对un影响不大，顾塔径计算不用修正。(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得: =0.1491=0.149m (3) 降液管底隙高度 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度=0.07m/s。 过小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定区宽度W=0.07m, 取边缘区宽度W=0.05m (5) 筛板数与开孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式计算
33、塔板上的开孔率=5.67% 则每层塔板上的开孔面积为： = =2126孔3.6.2 、筛板能校塔流体力学校核板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度： (1)干板压降相当的液柱高度 取板厚，查化工原理下图10-45得: Co=0.74m/s Hc=0.051=液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 相应的气体动能因子 查化工原理下图10-46得：=0.72 液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度= 板压降 本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液沫夹带量的校核 0.0135 Kg液/Kg气5s故不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核 漏液点的孔速为： = 筛孔气速 = 塔
34、板稳定系数 表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。 3.7 、塔板负荷性能图注:以下计算常用得,E 经验计算,取 E=1.0 ， 则=2/3 3.7.1 、过量液沫夹带线依下式计算: =3.2 式中： =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 58.5910, H=0.3代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表3-8中： 表3-80.0020.0040.0060.0080.890.770.660.57依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）。3.7.2、溢流液泛线由式 和 联立求解。=（）（）=（）
35、=（）（）=（h+h）=故 =+0.00506 =+ 0.0411 (2) 0.153（）=（）= 则： + 0.0411+0.0497+0.8462+ 整理得： =1.144-5.86-1885.06 任取几个值(2-18)式计算值，见表3-9，作出液泛线（3）表3-900020004000600081.0210.9830.93960.8883.7.3、液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。则 =0.00546（）在=0.00546处作出垂线得液相负荷上限线(4)，可知在图上它为与气体流量 无关的垂直线。(参见图3.5)3.7.4、漏液线（气相负荷下限线）由 h=h+h=0.0497+0
36、.8462 ，u=代入下式求漏液点气速式： u=4.4C =4.40.74将=0.0267 代入上式并整理得：=0.0869 据上式，取若干个值计算相应值,见表3-10，作漏液线（2）。 表3-100.0020.0040.0060.0080.2780.2940.3070.3183.7.5、液相下限线取平顶堰堰上液层高度=6，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在图上处作垂线（5）即为液相下限线。3.7.6、 操作线 P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与线(1)的交点对应气相负荷为
37、,与气相负荷下限线(4)的交点对应气相负荷为可知：精馏段的操作弹性=图3.63.8、塔高的确定及塔的其它工艺条件板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板,降液管,各物流进出口管及人孔(手孔),除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装,其它可据需求决定板间距。 3.8.1、塔高的设计计算3.8.1.1、塔高的确定塔高主要由下列部分组成：塔顶空间，塔底空间,有效塔高塔顶封头高度及群座高度，即: =+塔顶空间的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设
38、计计算中精馏段板间距为0.45m，提馏段板间距为0.3m。实际塔板数为25（不包括塔釜），且第17块进料。根据经验取塔顶空间=1.1m，（塔顶封头0.25米）。塔底空间的确定塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。本塔设计取 则 =设计中取Hb=1500mm有效塔高的确定=(=(16-1)0.45+90.3=9.45m其中：为实际塔板数； 为板间距。塔顶封头HF的确定=(1/4)D=0.25m裙座高度HS的确定为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=1.75,HS=1.751=1.75m人孔高度Hr 本精馏塔中设计了3个人孔，孔径均为400mm.最后算得：=+Hr=1.1+1.5+9.45+0.25+1.75+3