苯氯苯精馏塔工艺设计

山东理工大学

毕业设计

题目：苯-氯苯精馏塔及预热器的工艺设计

学院：化学工程学院

专业：化学工程与工艺

学生姓名：许林鸿

指导教师：陈磊

毕业设计（论文）时间：2016年3月1日～5月30日共16周

本设计完成了工艺计算和设备设计两方面的内容，设计思想依照所学课程

《化工原理》[1]和《化工设备基础》[2]。工艺计算确定塔径，塔总高度。设备设计部分，确定换热器的选型，根据《化工设计》[3]确定工艺流程。

设计内容可以概括如下：1.分析设计条件，确定设计方案；2.精馏塔的工艺计算；3.精馏塔及塔板的工艺尺寸计算；4.附属设备选型；5.塔的结构设计和强度校核；6.精馏塔装配图绘制；7.带控制点的工艺流程图设计。

本设计没有特殊要求，故选用的是圆筒形裙座，直径为800mm。最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各人孔和接管的开孔补强计算，筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。

本设计针对苯-氯苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算分析，可以得出精馏塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数以及根据分离物性进行选材，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔的附属设备分析、计算、物料衡算进行选型

设计。使整个生产工艺过程做到经济、实用、效率高、产品精准的目的。

关键词：氯苯；精馏；筛板塔

The complete design of the main content and process calculation equipment design two aspects, design the main course "Chemical Engineering

Principle" in accordance with what they have learned "Chemical Equipment Basis" calculated and determined technology tower diameter, total height of the tower. Equipment design part, determine the selection of the heat exchanger, according to "Chemical Engineering Design" determination process.

The main design can be summarized as follows: 1 analysis and design conditions to determine the design; 2 fractionator process of calculation; calculation of rectification column 3 and tray geometries; 4 ancillary equipment selection; 5 column..... structural design and strength check; 6 fractionator assembly drawing; 7 flow chart design with control points.

Because of the design are no special requirements, so the choice is cylindrical skirt and a diameter of 800mm. Finally, calculate the strength and stability of the cylinder and head, each hole and took the opening reinforcement calculation, check the strength and stability of the cylinder and the hydrostatic test, by checking to determine the design of the tower wall thickness, height, etc. are under design pressure to meet the requirements.

The design for benzene - rectification problem chlorobenzene analysis, selection, calculation, accounting, graphics and so on, is more complete rectification design process. By fractionator operation analysis can be drawn from the distillation column process to produce operating conditions and physical parameters as well as the selection was based on the separation, so as to ensure the smooth and efficient distillation process as much as possible to improve. Further analysis of ancillary equipment tower, calculation, mass balance conducted selection and design. So that the whole production process

to achieve economic, practical, efficient, accurate product purpose. Keywords: chlorobenzene; distillation; sieve column

目录

摘要....................................................................................................... I Abstract（英文摘要）.......................................................................II 目录...................................................................................................... III 第一章设计方案简介.. (1)

引言........................................................................................... .. (1)

1.1塔板与设计方案简介 (1)

1.1.1 塔板性

质.....................................................................................

(1)

1.1.2 设计方案的确

定 (2)

第二章精馏塔的设计 (3)

2.1精馏塔的物料衡算 (3)

(3)

(3)

(3)

2.2塔板数的确定...................................................................................... (3)

(3)

(4)

(5)

(5)

..............................................................................

5

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)

...........................................................................

5

(6)

(6)

(7)

(7)

(7)

(8)

(8)

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计

算 (9)

...................................................................................

(9)

....................................................................................

.. 10

2.5塔板主要工艺尺寸的计

算 (10)

.............................................................................

10

(11)

2.6塔板的流体力学验

算 (11)

(11)

(12)

(12)

(12)

2.7塔板性能

图...................................................................................

(13)

(13)

....................................................................................

(14)

...................................................................................

14

.................................................................................

.. 15

(15)

..........................................................................

16

塔顶蒸汽出口管径 (16)

(16)

....................................................................................

(16)

...............................................................................

16

...............................................................................

16

第三章换热器的设计 (17)

3.1标准列管式原料预热器的选型设计 (17)

3.1.1 U型管式原料预热器的选型设计 (17)

(17)

........................................................................................ 17 (17)

(17)

(18)

3.2初选换热器型号.................................................................................... .. 18

........................................................................................ .. (18)

................................................................................ (18)

(19)

................................................................................. . (19)

(19)

(19)

......................................................................................... 19 ................................................................................. . (19)

第四章设计结果汇总 (22)

结论........................................................................................ .. (24)

参考文献 (25)

致谢与声明 (26)

第一章设计方案简介

前言

通过课程设计。要求学生了解程序设计的基本内容，掌握其方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养学生独立工作的有益实践。又由于塔设备在石油、化工、医药、煤炭等行业中应用广泛，其合理的设计受到极大关注，所以塔课程设计实践必不可少。

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使用要求的产品。氯苯的作用是涉及国防和民生的各个领域。染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT，涂料工业用于制造油漆。轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨，化工生产中用作溶剂和传热介质，分析化学中用作化学试剂。事实上，作为传统工业中发展较为成熟的技术之一，精馏塔设计分离技术发展至今，已经相当成熟，并且早已付诸实践和应用。

1.1塔板与设计方案简介

1.1.1塔板性质

此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑生产能力大、操作弹性大、流体流动的阻力小、结构简单、耐腐蚀、方便操作等要求。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。

筛板塔的特点如下：

（1）结构简单、制造维修方便。

（2）生产能力大，比浮阀塔还高。

（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。

（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。

（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。

（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。

1.1.2设计方案的确定

1.精馏方式：采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3.塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

第二章 精馏塔的设计

2.1精馏塔的物料衡算

2.1.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

苯的摩尔质量MA=78.11kg/mol 氯苯的摩尔质量MB=112.56kg/mol

原料液摩尔分率F x =636.056

.112/45.011.78/55.011

.78/55.0=+

塔顶摩尔分率993.056

.112/01.011.78/99.011

.78/99.0=+=D x

塔底摩尔分率014.056

.112/99.011.78/01.011

.78/01.0=+=W x

2.1.2原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量

原料液：M F =78.11×0.636+（1－0.636）×112.56=90.65kg/kmol 塔顶：M D =78.11×0.993+（1－0.993）×112.56=78.35kg/kmol 塔釜：M W =78.11×0.014+（1－0.014）×112.56=112.07kg/kmol

2.1.3物料衡算、热量衡算

年产量15万吨，一年300天，一天24小时

原料处理量 W=（150000*1000）/（300*24*112.56）=61.70kg/mol F=D+W

0.636F=0.993D+0.014W 可得F=169.2kmol/h D=107.50kmol/h

2.2塔板数的确定

2.2.1理论板数NT 的求取

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取T N ，步骤如下：

1.根据苯-氯苯的相平衡数据[4]，利用泡点方程和露点方程求取y x ~

依据()()οοοB A B t p p p p x --=/，t A p x p y /ο

=，将所得计算结果列表2-1如下：

表2-1

由《化工手册》[4]查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出y x ~图，如下图2-2； 图解得10111=-=T N 块（不含釜）。其中，精馏段4块，提馏段7块,第5块为加料板位置。

图2-2（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）

2.2.2确定操作的回流比R

将表2-1中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。在y x ~图上，因1=q ，查得q y =0.893，而x q =x F =0.636，x D =0.993。故有：

所以进料版第5块，理论塔板数为11块（含釜）。精馏段4块，提馏段7块.

2.2.3实际板数的求取

求精馏塔的气液相负荷

L=RD=0.7782?107.5=28.2683.6565Kmol/h ； V=(R+1)D=(0.7782+1)?107.5=191.1565Kmol/h ； L ’=L+F=83.6363+169.2=252.8565Kmol/h V ’=V=191.1565Kmol/h 求操作线方程 精馏段操作线：558.0438.07782

.1993

.07782.17782.011+=+=+++=

x x R x x R R y D 提馏段操作线为过(0.014,0.014)和(0.636,0.893)两点的直线。

求全塔效率： ]

x -1)

x -(1x x [11F

F min D D R αα--=

把D x =0.993、F x =0.636、min R =0.3891代入上式中得

α=4.78

由全塔效率公式-0.245L )(49.0αμ=T E

i i L L x μμ∑==0.636×0.16+0.364×0.205=0.17638 把L μ、α代入全塔效率公式得，T E =0.51

精馏段实际板层数: 提留段实际板层数：

实际总塔板数：（不含釜）

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1操作压力的计算

塔顶操作压力：3.1053.1014=+=D P 每层塔板压降：pa 7.0K P =?

进料板压力：9.10887.03.105=*+=F P K Pa 精馏段平均压力：()Pa m K P 1.1072/9.1083.105=+= 提馏段平均压力：()Pa m K P 5.1092/127.03.1053.1051=*++=

2.3.2操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：

图2-3（温度组成图）

通过图2-3（温度组成图）易估读出塔顶温度：82=D t ℃ 通过试差得加料板温度为=F t 93℃ 塔底温度=W t 132℃

精馏段平均温度 ()5.872/9382=+=精m t ℃ 提馏段平均温度 ()5.1122/13293=+=提m t ℃ 全塔平均温度 ()1072/13282=+=m t ℃

2.3.3平均摩尔质量的计算

塔顶：

993.01==y x D ，查平衡曲线（见图2-2），得964.01=x

()3502.7956.112964.0111.78964.0=*-+*=LDm M kg/kmol ()3515.7856.112993.0111.78993.0=*-+*=VDm M kg/kmol

进料板：

查平衡曲线（见图2-2），得 636.0=F x ,899.0=F y

5895.8156.112101.011.78899.0=*+*=VDm M kg/kmol 6498.9056.112364.011.78636.0=*+*=LDm M kg/kmol 精馏段：

()9705.792/5895.813515.78=+=Vm M kg/kmol

()852/6498.903502.79=+=Lm M kg/kmol

塔底：

0777.11256.112986.011.78014.0=*+*=LWm M kg/kmol 3552.11056.112936.011.78064.0=*+*=VWm M kg/kmol 提馏段：

()97235.952/5895.813552.110=+=Vm M kg/kmol ()36375.1012/6498.900777.112=+=Lm M kg/kmol

2.3.4平均密度的计算

气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 精馏段：1.107=M P KPa ()

856.215.2735.87314.89705

.791.107=+**=

=

RT

M P Vm

m Vm ρKg/m 3

提馏段：9.115=m P KPa ()

469.315.2735.112314.897235

.959.115=+**=

=

RT

M P Vm

m Vm ρKg/m 3

2.3.4.2液相平均密度计算

液相平均密度依计算，即 ∑=i i L a ρρm 1

塔顶：由82=D t ℃查得：33/125.1039,/125.821m kg m kg B A ==ρρ 进料板：由93=F t ℃查得：33/67.794,/17.797m kg m kg B A ==ρρ 进料板液相质量分率：

塔底：132=W t ℃查得：33/567.774,/64.774m kg m kg B A ==ρρ 苯质量分数：

精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为：

2.3.5液相平均表面张力的计算

塔顶液相的平均表面张力：（82℃）

m mN A

/064.21=σ;m mN B

/56.23=σ

进料板液相的平均表面张力：(93℃) 塔底液相的平均表面张力：(132℃) 精馏段液相的平均表面张力： 提馏段液相的平均表面张力：

2.3.6液体平均粘度的计算

液相平均粘度：i i x LM μμlg lg ∑= 塔顶液相平均粘度计算：（82℃）

4224.0lg 007.03034.0lg 993.0lg +=LDM μ，解出：s mPa LDM ?=3041.0μ

进料板液相平均粘度计算：（93℃）

373.0lg 364.0265.0lg 636.0lg +=LFM μ，解出：s mPa LFM ?=3001.0μ

塔底液相平均粘度计算：（132℃）

26.0lg 986.017.0lg 014.0lg +=LWM μ，解出：s mPa LWM ?=2585.0μ

精馏段液相平均粘度计算： 提馏段液相平均粘度计算：

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算

2.4.1塔径的计算

（1）精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为

计算0277.0856.27.80436004868.1360000245.02

/12

/1=??

?

??**=???

? ??V L S S V L ρρ

取板间距m H T 40.0=，板上液层高度m h L 06.0=，则 故查表可得：071.020=C

取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆算后为：D=1.5m 塔截面积为：222767.15.14

4

m D A T =*=

=

π

π

实际空塔气速为：s m A V u T S /841.0767

.14868

.1==

2.4.2塔高的计算

精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为：Z 精=(N-1)H=(8-1)×0.4=2.8m 提馏段有效高度为：Z 提=(N-1)H=(12-1)×0.4=4.4m

在进料板上方开一人孔，在孔进料板（提馏段）下方开一人孔，其高度均为0.8m 。

故精馏塔有效高度为：Z=Z 精+Z 提+0.8*2=2.8+4.4+1.6=8.8m

2.5塔板主要工艺尺寸的计算

根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内

堰。

2.5.1溢流装置的计算

采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。 溢流堰长（出口堰长）w l 取m D l W 9.05.160.060.0=*== 溢流堰高度w h

对平直堰()

3

/2/00284.0w h ow l L E h =，近似取E=1

降液管的宽度d W 和降液管的面积f

A

由60.0/=D l w ，查图得055.0/,11.0/==T f d A A D W ，即： m W d 165.0=，2097.0m A f =

液体在降液管内的停留时间

s L H A S T f 84.153********.04

.03600097.0/=***==τ>5s

故降液管设计合理。 降液管的底隙高度o h

液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s ，取液体通过降液管底隙的流

速m/s 07.0='o

u ，则有： 039.007

.09.000245.0'

00=*==u l L h w S >0.006m ，008.0039.0047.00=-=-h h w 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度0.05028m w h =，一般都大于50mm

2.5.2塔板布置的计算

1.塔板布置：选用筛板塔

边缘区宽度c W ：一般为50-75mm ，D >2m 时，c W 可达100mm 。 安定区宽度确定

取mm W C 60=，mm W W S S 90'==。 开孔区面积a A

()

212221

22228.169.0495.0sin 69.0180495.069.0495.02sin 180

2m R x R x R x A a =??? ?

?+-=+

-=--ππ

式中：()()495.009.0165.075.02

=+-=+-=

S d W W D

x 开孔数n 和开孔率φ

取筛孔的孔径mm 5=o d ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度mm 3=δ，且取0.3/=o d t 。故孔心距mm 1553=?=t 。

每层塔板的开孔数6571015.028

.1155.1155.12

2=*==a A t n （孔） 每层塔板的开孔率()101.03907

.0/907.022

===

o d t φ（φ应在5~15%，故满足要求）

每层塔板的开孔面积20129.028.1101.0m A A a =*==φ 气体通过筛孔的孔速s m A V u S /53.11129.0/4868.1/00===

2.6塔板的流体力学验算

2.6.1气体通过筛板压降p h 和p p Δ的验算

1．气体通过干板的阻力压降c h

由67.13/5/==δd o 查图5-10得出，0.7718o C =

0403.07.804856

.27718.053.11051.0051.02

2

00=?

?? ??=??? ??=L V C u h c ρρ液柱 式中o C 为孔流系数。 2.气体通过板上液层的压降l h

()m 0354.006.059.0=?==+=L ow w l h h h h ββ液柱

式中充气系数β的求取如下：

气体通过有效流通截面积的气速a u ，对单流型塔板有：

9.0097

.0767.14868.1=-=-=

f T S a A A V u m/s

动能因子:()

2/12/1/52.1856.29.0m s kg u F V a a ?===ρ 查图得59.0=β（一般可近似取6.0~5.0=β）。 3.气体克服液体表面张力产生的压降σh

002156.0005

.081.97.804102818.21443

0=****==-gd h L ρσσ液柱

4.体通过每层筛板的压降（单板压降）p h 和p p Δ

077856.0002156.00354.00403.0=++=++=l c p h h h h σ液柱

kPa Pa gh P p p L 6146.06.614077856.081.97.804==**==?ρ<0.7kPa

（设计允许值）

2.6.2液面落差雾沫夹带量v e 的验算

016.015.04.09.0102818.21107.5107.52

.3362

.36=??

?

??-**=?

?

? ??-*=---f T a h H u e V σ<0.1

故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内

2.6.3面落差.漏液的验算

漏液点的气速om u

()()044

.6856

.27

.804002156.006.013.00056.07718

.04.4/13.00056.04.40

=-*+*=-+=V L L

h h

C u om ρρσ筛板的稳定性系数908.1044

.653.110===

om u u K >1.5 故在本设计中无明显漏液。

2.6.4面落差.液泛的验算

为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤

()w T d h H H +Φ≤成立，故在本设计中不会发生液泛现象。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选T H 及L h ，进行优化设计。

液体表面张力的阻力δh 的计算

精馏段液体表面张力所产生的阻力0022.0005

.081.97.804102818.21443

01

=****==

-gd h L L ρσσ液柱 提镏段液体表面张力所产生的阻力0021.0005

.081.9515.760109194.1944302

=****==-gd h L L ρσσ液柱

精馏段每层压降：0666.00022.0029.00354.0111=++=++=σh h h h l c p

kPa g h P L p p 5257.00666.081.97.804111=**==?ρ<0.7kPa

提馏段每层压降:0635.0026.00021.00354.0222=++=++=σh h h h l c p

kPa g h P L p p 4738.00635.0515.76081.9222=**==?ρ<0.7kPa

故满足设计要求。

2.7塔板性能图

2.7.1漏液线（气相负荷下限线） 漏液点气速

om

o s u A V =min ,,

()V

L L h h C u om ρρσ/13.00056.04.40-+=,ow w h h h L +=,

3

/23

1084.2?

?

?

??*=-w h ow L L E h 整理得：

856

.27.804002156.09.0360000284.0047.013.00056.07718.0129.04.4/00284.0013.00056.04.43

/23

/200min ,????

??????-????

??????? ??++**=??

????????-????

??????? ??++=S V

L S L h L L E h A C V w h w ρρσ整理得：3/22min ,84.452.0S L V S +=

在操作范围内，任取几个s L 值，依式算出对应的s V 值列于下表2-4：

表2-4

依据表中数据作出漏液线1

2.7.2液沫夹带线

式中：S S

T S V V A A V u f a 6.009

.0767.1=-=-=

()ow w L f h h h h +==5.25.2=3

/23

/28.11.09.0360000284.004.05.2S S L L +=???

???????? ??+

将已知数据代入式：

得：3/206.19176.3S S L V -=

在操作范围内，任取几个s L 值，依式算出对应的s V 值列于下表2-5：

表2-5

2.7.3相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006 m 作为最小液体负荷标准 由ow h =006.0)3600(

00284.03

/2=w

s l L E ；

取E=1,得：006.0360000284.0=??

?

??=w ow l L E h S

代入数据得：s m L S /000767696.03min ,=

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线3 2.7.4相负荷上限线

作出与气体流量无关的垂直液相负荷线4

2.7.5泛线

d H =()w T h H +Φ=d ow w p h h h h +++

d H =p h +L h +d h ; p h =c h +1h +σh ；1h =βL h ；L h =w h +ow h 将以上式子整理并将已知数据代入得：

()3

/23/23/222.1247156.0047.0002156.0442.0028.0018.0047.04.05.0S S S S L L L V ++++++=+故23/2269002.6313.8S S S L L V --=

在操作范围内，任取几个s L 值，依式算出对应的s V 值列于下表2-6：

表2-6

依据表中数据作出液泛线5

依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图2-7。

在负荷性能图上，做出操作点A ，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图2-7可查得

故操作弹性为

图2-7（筛板塔的负荷性能图）

2.7.6精馏塔的管口直径

塔顶蒸汽出口管径

依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s 。

回流液管径

回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2~0.5m/s ；若用泵输送回流液，流速可取1~2.5 m/s 。

加料管径

料液由高位槽自流，流速可取0.4~0.8 m/s ；泵送时流速可取1.5~2.5m/s 。