精馏塔计算例题

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【例4-1】在连续精馏塔中，分离某二元理想溶液。进料为汽-液混合物进料，进料中气相组成为0.428，液相组成为0.272，进料平均组成x F =0.35，假定进料中汽、液相达到平衡。要求塔顶组成为0.93（以上均为摩尔分率），料液中易挥发组分的96%进入馏出液中。取回流比为最小回流比的1.242倍。试计算：（1）塔底产品组成；（2）写出精馏段方程；（3）写出提馏段方程；（4）假定各板效率为0.5，从塔底数起的第一块板上，上升蒸汽的组成为多少？

解题思路：

()W

x 1 问要求的，此法不通）

（第 3 1W

L Wx x W L L y Wx Dx Fx F m m W

D F -'--''

=+=+ W

D W D F x Fx Dx

W D F Wx Dx Fx 联立解得只要通过 96.0 , =+=+=

()1

1 21+++=

+R x x R R

y D n n ()n n n x a ax y 11-+= ()F F F x x y 11-+=αα

q q D m x y y x R --=

1---=

q x x q q

y F ()F F f Fy q qFx Fx -+=1 （3）提馏段方程可以简化或代入提馏段方程本身求，也可以用两点式方程求得，即点（x w ，

x w ）和进料线与精馏线交点

（4）5.0 1

22=--=→→y y y y E y MV 逐板计算法

解题过程：

()0223

.0361.0193.0361.035.01

361.093

.035

.096.0

, 96.0 1=-?-=--

--=-=

???+=+==?=∴=F

D x F D

x D

F Dx Fx W Dx Fx x Wx Dx Fx W

D F F D Fx Dx D

F D

F D F W W D F F

得：由

()()()()()186.08.0 1

493

.014411 0

.422.3242.1242.1 22

.3272.0428.0428

.093.0 428

.0272

.0 07.03.27.012 7

.0 15.035.015.05.011 5.0 428.01272.035.0 1 1 12 2

, 272

.011272

.0428.0 11 22+=+++=+++=

∴=?===--=--=∴????

?==∴=-+?????

?+-=-=

+-=---=---=∴=∴?-+?=-+=∴-'=-+=

∴=∴?-+?=-+=

n n n D n n m q q q D m q q f F

F F n n n x y x R x x R R y R R x y y x R y x x x x y x x y x y x q x x q q y q q q y q F Fqx Fx F

L q q

q x

y a a a x a ax y 即：精馏段方程为：线的交点联立求解平衡线与进料即，进料线方程为：

气相所占分率为分率，则可视为进料中液相所占在汽、液混合进料中，：平衡线方程为Θ

()()()0109

.049.11

361.05.0361.040223.01361.01361.05.0361.045

.0361.04111 311-=-++??-+-++?+?=-++???? ??-+

-++?+?

=-++-+

-+++=-+--++=-'--''=

++m m m W m W m W m W m m x y x F

D q F D R x F D x F D q F D R q

F D

R F

D qF RD x F D x F D qF RD qF

RD W

qF L Wx x W qF L qF L W L Wx x W L L y ()

即提馏段方程

由两点式直线方程有：解得：）的交点（又通过精馏线与进料线过点（又一解法：提馏段方程 0107.049.1 285.049.1414.0 285

.00223.0285

.0414.00223.0414.0 414

.0285

.0 7.0186.08.0 ,),, 1

12111

111111-=-=---=----=

--???==????+-=+=x y x y x y x x x x y y y y y x x y x y y x x x W W

()0569

.0 5.00436

.00702.00436

.0 0702

.00364.010364.0212 0364

.049

.10107

.00436.049.10107.0 0107

.049.1 0436.00223

.010223

.0212 ?

4221*

21222*

22*2122112112=∴=--=--==+?=+==+=+=

∴-==+?=+=

=y y y y y y E x x y x y y x x y y x x x y x y y MV W W w 根据默弗里板效率公式成平衡关系与。服从提馏段操作线关系与成平衡关系。与如图所示，求

点评：此题对精馏这一章的，几乎所有主要知识点都复习到了。 1．全塔物料衡算方程和塔顶产品收率???

? ??F D

Dx 的概念；

2．平衡线方程；

3．进料状况参数q 的意义及L ′与L 的定量关系；

y 2 y 1

x 2

x w

4．进料线方程；

5．最小回流比及其计算式； 6．精馏段方程和提馏段方程； 7．逐板计算法；

8．默弗里板效率的概念及计算。

【例4-2】如图所示的精馏塔具有一块实际板，原料预热至泡点，由塔顶连续加入，原料组成x f =0.2（摩尔分率，下同），塔顶易挥发组分回收率为80%，且塔顶组成x D =0.28，系统的平均相对挥发度α=2.5。假定塔内汽、液摩尔流率恒定，塔釜可视为一块理论板，试求该板的板效率。

解题思路：假定此实际板为第1块板，如图所示：

.0 , 5.2 , 2.0 , 28.0 1=======F

D F o D Fx Dx x x x y φα已知：

W,x w F,x f D,x D

x 0

x 1

y 2

W,x w

y 1 F D

121y y y y E MV --=

D x y =1 D

F x x F D

?=φ ()W

x x y 112-+=αα W D F Wx Dx Fx W D F +=+=

()1

111x x y -+=αα 1

121Fx Dy Dy Fx x o +=+衡算，可求对第一块板做物料

解题过程：

()()()()()665.0205

.03177.0205.028.0 3177

.0157.05.11157.05.211 157

.020.028.0205.0571.0 205.00935

.05.110935.05.211 0935

.0571

.0128

.0571.02.0 1 571.028.0/2.08.0 2*

12111*

121211

122=--=--==?+?=-+==+-=+-=+-=∴+=+=?+?=-+=

=-?-=--=

--=????+=+==?=?=?=y y y y E x x y x x y F

x F y y D x Fx Dy Dy Fx x x y F

D x F D

x D F Dx Fx x Wx Dx Fx W D F x x F D Fx Dx MV

D o o W

D F D F w W D F D F F D ααααφφ才有：假定是恒摩尔流假设，

()()一致的。

得出的结果是的任一参数范围，但对于稳定过程说明：选不同物料衡算计算得到（加热釜）作物料平衡也可以通过对第二块板进而求得作物料平衡算得到也可以通过对第一块板？

再求求也是本题的难点，如何公式等。但关键之处，的计算

全塔物料衡算、板效率线方程、回收率概念、点评：此题复习了平衡, 0.1570935.0571.01205.0571.0 : 157

.0 , : , 12121111121*11x x F

F y F D x Wx Dy Fx x x Fx Dy Dy Fx x y x W W o =?-+?=-+=

?+==+=+

【例4-3】用一连续精馏塔分离苯-甲苯物系，已知进料组成x F =0.44，要求塔顶组成达x D =0.9（摩尔分率，上同）。已知物系的平均相对挥发度α=2.47，最小回流比R m =3，试求此时的进料状况参数q 值。

解题思路：

q 不通 1 , F

V V q F L L q '

-=--'=

不通 H H H q F

V ?-= q

q q D m x y y x R --=

11---=

q x x q q

y F ()q q y x , ()q

q q x x y 11-+=αα 通过联立求解平衡线方程与最小回流比方程，求出x q 和y q ，再代入进料线方程，

即可。解题过程：

()()()407

.0191.0368.044

.0368.0 144

.0191.01368.0 11 , 368

.0225.0191.075.0 191

.022045

.04263.1263.1 0

2045.0263.1 47.1147.2225.00.75 147.2147.211 225

.075.0 39.0 22-=--=∴--?-=---=

∴=+?=∴=?-±

=+-+=

+-+=

-+=+=?=--=

--=

q q q q q x x q q y y x y x x x x x x x x x x y x y x y y x y y x R F q q q q q q q q q

q q q q q q q q q q

q q q

q q D m 点，当然在进料线上。是进料线与平衡线的交联立得：αα

点评：进一步弄清楚进料线方程、平衡线方程与最小回流比公式之间的相互关系。

【习题4-1】某液体混合物含易挥发组分0.65（摩尔分率，下同），以饱和蒸汽加入连续精馏塔中，加料量为501

-?h kmol ，残液组成为0.04，塔顶产品的回收

率为99％，回流比为3，试求：⑴塔顶、塔底的产品流率；⑵精馏段和提馏段内上升蒸汽及下降液体的流率；⑶写出精馏段和提馏段的操作线方程。

)

6.125 , 5.117 , 6.125 , 5.167 , 12.8 , 88.41( 1-?='='====h kmol L V L V W D 以上单位均为

【习题4-2】一常压操作的精馏塔用来分离苯和甲苯的混合物。已知进料中含苯0.5（摩尔分率，下同），且为饱和蒸汽进料。塔顶产品组成为0.9，塔底产品组成为0.03，塔顶为全凝器，泡点回流。原料处理量为101

-?h kmol ，系统的平均相对挥发度为2.5，回流

比是最小回流比的1.166倍。试求：⑴塔顶、塔底产品的流率；⑵塔釜中的上升蒸汽流率；⑶塔顶第二块理论板上升蒸汽的组成。

()82

.0 ,. , 15.7 , 6.4 , 4.521

=?='==-y h

kmol V W D 以上单位均为

【习题4-3】某二元混合物含易挥发组分0.4（摩尔分率，下同），用精馏方法加以分离，所用精馏塔具有7块理论板（不包括釜）。塔顶装有全凝器，泡点进料与回流。在操作条件下该物系平均相对挥发度为2.47，要求塔顶组成为0.9，轻组分回收率为90％。试求：

⑴为达到分离要求所需要的回流比为多少？ ⑵若料液组成因故障降为0.3，馏出率D/F 及回流比与⑴相同。塔顶产品组成及回收率有何变

正戊烷精馏塔工艺计算

正戊烷精馏塔工艺计算 1全塔物料平衡计算 1.1 原始数据获取：表3-1 原料各组分数据汇总 .1.2物料衡算物料的年处理量= 77100001000/8000 1299/580.3720.35860.251000.1 kmol h ??=?+?+?+? 根据设计要求选择05n C -为轻关键组分，06n C -正己烷为重关键组分，0 4n C -为轻组分，07n C -为重组分，轻组分和清关键组分从塔顶流出，重组分和重关键组分从塔釜流出。假定为清晰分割， 4,w x ≈0，7,D x ≈0,则根据物料衡算关系列出下表：

表3-2 各组分物料衡算关系联立物料衡算式方程： 1383D W += 389.7454.650.050.05W D D +-+= 0.05324.750.05129.9W D W +-+= 表3-3 清晰分割物料衡算计算结果汇总 1.3用泡点方程计算塔底温度：对于压力低于200kpa 和分子结构相似的组分所构成的系统可按理想物系处理，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液的组成无关。当已知压力和温度时，由P-T-K 图可以直接查得平衡常数。初设w t =70℃，由K-P-T 图按P=101.3kpa 查得各组分的i k 值，求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-3：

表3-4 泡点方程计算塔底温度结果在所设的72℃条件下，1 |1|0.0030.01c i iW i k X =-=<∑，符合要求。 1.4露点方程计算塔顶温度 ∴塔底温度为72℃。因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。初设d t =30℃,由K-P-T 图按P=101.3kpa,查得t=30℃时各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4：表3-5 露点方程计算塔顶温度结果 i 1 |(/)1|0.0050.01c D i i X k =-=<∑，符合要求。 ∴塔顶温度为28℃。

精馏塔的计算

本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.4323 9072 .5x F == 塔顶： D x = 塔底： w x = 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=），及以下操作条件：塔顶压力：；塔底压力：；塔顶温度：℃；塔底温度：℃；进料温度：225℃；塔板效率：E T = 基础数据整理（1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度： ()01.17122502.1172 1 =+℃

平均压力：()=?? ? ????+? ?-?333100.107519.75100.10100.30213103.015?pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=?Nm 3/h 操作状况下的体积： V 1=6 36 10101.01003.1510101.027301.1712732512.779?+???+? = Nm 3/h 气体负荷： V n =3064.03600 1103.2112 = m 3/s 气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240 = kg/m 3 液体负荷： L n =9470.036003409.2240 = m 3/s ℃时苯酐的密度为1455kg/m 3 （2）提馏段：图5-2 提馏段物料图平均温度： ()01.23122502.2372 1 =+℃ 入料压力：()Pa k 9.1475 19 751030=-?-

精馏塔的工艺标准计算

2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据（一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D

化工原理课程设计正戊烷和正己烷

课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计

安徽理工大学课程设计（论文）任务书机械工程学院过控教研室

目录前言 (5) 1.概论 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2.流程简介................... 错误!未定义书签。 3.工艺计算 (7) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (9) 3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (10) 3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11) 3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11) 3.2.6操作线方程 (12) 3.2.7逐板法求理论板 (11) 3.2.8实际板层数的求取 (13) 4.塔的结构计算 (13) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13) 4.1.1平均温度t (13) m 4.1.2平均摩尔质量 (14) (15) 4.1.3平均压强p m 4.1.4平均密度 (15) 4.1.5液体的平均粘度 (17) 4.1.6液相平均表面张力 (18) 4.2塔高的计算 (18) 4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18) 4.2.2塔径 (19) 4.2.3 塔径的圆整 (21) (21) 4.2.4塔截面积A T 4.2.5实际空塔气速u (21) 4.3精馏塔有效高度的计算 (22)

5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22) 5.1溢流装置计算 (22) 5.1.1堰长l w (22) 5.1.2溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 (22) 5.1.3弓形降液管宽度W d 及截面积A f (23) 5.1.4降液管底隙高度h (24) 5.2塔板布置筛板数目与排列 (24) 5.2.1塔板的分块 (24) 5.2.2边缘区宽度确定 (25) 5.2.3开孔面积的计算 (25) 5.2.筛孔计算及其排列............................. 错误!未定义书签。 6.筛板的流体力学验算 (24) 6.1气相通过筛板塔板的压降...................... 错误!未定义书签。4 6.1.1干板电阻 hc .. (26) 6.1.2板上充气液层阻力h 1 (26) 6.2、液泛验算 (26) 6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h p (27) 6.2.2液体通过降液管的压头损失h D ， (27) 6.2.3板上液层高度，取h L =0.05m ................... 错误!未定义书签。 6.3液沫夹带 (27) 6.4漏液的验算 (27) 7.塔板负荷性能图 (27) 7.1漏液线 (27) 7.2液沫夹带线 (28) 7.3液相负荷下限线 (28) 7.4液相负荷上限 (28) 7.5液泛线 (29) 8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32) 9.塔附件设计 (33) 9.1 接管—进料管 (331) 9.2 法兰 (34) 9.3筒体与封头 (34)

精馏塔的计算

1 平均温度：—117.02 2 本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用 F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。确定操作条件顺酐为挥发组分, 进料: 所以根据第3章物料衡算得摩尔份率: 5.9072 XF --------- 0.0794 74.4323 X D = X w = 塔顶：塔底：该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比 R=2 (R=)，及以下操作条件：塔顶压力：；塔底压力：；塔顶温度：塔底温度：进料温度：塔板效率： C ； C ； 225 r ； E T = 基础数据整理 (1 )精馏段: 图5-1精馏段物流图 225 171.01 r

1 3 3 75 19 3 3 平均压力：2 30.0 10 10. 10 右 10.0 10 15. 03 10 pa E 时苯酐的密度为1455kg/m 3 (2)提馏段: 平均温度：1 237.02 225 231.01 E 2 入料压力：30 10 互」9 14.9k Pa 75 物料质量流量 kg/h 分子量kg/kmol 摩尔流量kmol/h 内回流 98 V o =34.788O 22.4 779.2512Nm 3 /h 标准状况下的体积: 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下: 表5-1 精馏段物料流率操作状况下的体积: V 1=779.2512 273 171.01 273 0.101 106 15.03 103 0.101 106 气体负荷: 气体密度: 液体负荷: =Nm 3/h 1103.2112 Cd 3 Vn = 0.3064 m 3 /s 3600 3409.2240 c cccc . , 3 n 3.0903 kg/m 3 1103.2112 3409.2240 3 Ln= ----------- 0.9470 m 3 /s

2精馏塔的工艺计算

2精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据（一）生产能力: 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成: 乙苯 212.6868Kmol/h ;苯 3.5448 Kmol/h ;甲苯 10.6343Kmol/h 。（三）分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。由《分离工程》P65式3-23得: LK W Z — X LK ,W D = F ------------- 1 — X HK ,^ — X LK ,W 1-0.01-0.005 W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 表2.1 进料和各组分条件编号组分 f i /kmol/h f i /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100 HK ，D LK ，W X iK ， W/ = 0.0 0 5 X HK . D =0.01 （式 2. 1） D =226.865护空遊8305 =13.2434Kmol/h

=2 1 36 2 2 50.0 0 5=1.06 8 Kmol/h 2, W

cb = f2 -?2 =10.6 34 31.0 6 8 19.5 6 6 Kmol/h d3 =D X3. D =13.2434X0.01 =0.132434 Kmol/h X3, D 03 = f s -d s =212.6868-0.132434 =212.5 54 Kmol/h 表2-2 物料衡算表编号组分f i/kmol/h 馏出液d i 釜液⑷i 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯10.634 3 9.5662 1.0681 3 乙苯212.6868 0.132 4 212.5544 总计226.8659 13.2434 213.6225 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学P199）: ln(P S/P C) =(1 -x)」(Ax + Bx1.5 +Cx3 +D X6) X =1 -T/Tc 表2-3 物性参数

精馏塔工艺工艺设计方案计算

第三章精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、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。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两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式（1）塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1）式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。（2）塔径的计算 u V D S π4= （3-2）式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4）式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3

V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）

精馏塔计算方法

目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………

精馏塔再沸器工艺计算

目录目录 (1) 精馏塔再沸器工艺课程设计 (2) 1.设计任务及设计条件 (2) 2.方案论证 (2) 3.估算设备尺寸 (3) 4.传热系数校核 (3) 5.循环流量校核 (7) 6.设计结果汇总 (12) 7.工艺流程图 (13) 8.带控制点的工艺流程图 (13)

精馏塔再沸器工艺设计 1.设计任务及设计条件 (1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器 (2) 再沸器壳层和管层的设计条件：潜热γ 0=812.24kJ/kg 热导率λ =0.023W/(m?K) 粘度=0.361mPa?s 密度ρ0=717.4kg/m3 管层流体83℃下的物性数据：潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m?K) 液相粘度=0.41 mPa?s 液相密度=721 kg/m3 液相定压比热容=2.094kJ/(kg?K) 表面张力=1.841×10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPa?s 汽相密度=0.032 kg/m3 蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2?K/kg 2.方案论证立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。

3.估算设备尺寸计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b m b ?=??==Φγ 计算传热温差m t ?为 (11583)(8583) 10.82()(11583)(8583) m t K Ln ---?= =-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为拟用传热管规格230?φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N T N T = 10063 03.014.334 .2840=??= L d A p π 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm 取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。 4.传热系数校核（1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ： )/(72.34048 .06000 s kg x q q e mb mt === ① 显热段管内表面传热系数则计算传热管内质量流速G 为 )(534.01006026.04 14 .34 )]/([03.65534 .072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =??= = ?===π 雷诺数Re 为

化工原理课程设计利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺的设计副本

理工大学课程设计说明书设计题目：化工原理课程设计学院、系：机械工程学院专业班级：过程装配与控制工程学生：王旦指导教师：雪斌成绩： 2013年12月27日设计任务书

（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于1%，原料液中含正己烷55%（以上均为质量分数）。（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：泡点进料回流比：1.4Rmin 塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）单板的压降： 0.7kPa 全塔效率：52% （3）塔板类型：浮阀塔板（F1型) （4）工作日： 330天/年（一年中有一个月检修）（5）厂址：地区（六）设计容 ①精馏塔的物料衡算 ②塔板数的确定 ③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ④塔体工艺条件尺寸 ⑤塔板负荷性能图目录

第1章序言 (3) 第2章精馏塔的物料衡算 (6) 2.1. 物料衡算 (6) 2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7) 第3章塔板数的确定 (8) N的确定 (8) 3.1. 理论板数 T 3.2. 实际板数的确定 (9) 第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9) 4.1. 操作压力的计算 (9) 4.2. 密度的计算 (10) 4.3. 表面力的计算 (11) 4.4. 混合物的粘度 (12) 4.5. 相对挥发度 (12) 第5章塔体工艺条件尺寸 (13) 5.1. 气、液相体积流量计算 (13) 5.2. 塔径的初步设计 (14) 5.3. 溢流装置 (16) 5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17) 第6章塔板负荷性能图 (20) 6.1. 物沫夹带线 (20) 6.2. 液泛线 (21) 6.3. 液相负荷上限 (22) 6.4. 漏液线 (22) 6.5. 液相负荷下限 (23) 第7章结束语 (24)

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书 1

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分) 化学与环境工程学院化工与材料系 5月27日

课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。二、操作条件 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,自选; 3.回流比,自选; 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa; 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日330天,每天24小时连续运行。三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 1 2020年5月29日

2 2020年5月29日 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.辅助设备的选型与计算; 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m)

3 2020年5月29日双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示: 38 .01 238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。

板式精馏塔课程设计

《化工原理》课程设计报告苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计学院专业班级学号姓名合作者指导教师

化工原理设计任务书一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时）三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区四、设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论

五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。

正戊烷-正己烷混合液板式精馏塔设计

正戊烷－正己烷混合液板式精馏塔设计 08(2)班 08233214 缪建芸 [摘要]化工设计在化学工程项目建设的整个过程中，是一个极其重要的环节，是工程建设的灵魂。化工设计是一门综合性很强的专业知识，同时又是一项政策性很强的工作，需要设计工作者拥有坚实的化学知识及化工常识。本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷45％（以下皆为质量分数）的正戊烷—正己烷混合液，其中混合液进料量为12626kg/h，进料温度为35℃，要求获得99％的塔顶产品和小于2％的塔釜产品,再沸器用0.25Mpa(表压)的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用20℃冷水为冷凝介质. 通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。 [关键词]化工设计，常压浮阀塔，物性，塔板

目录摘要 .................................................... 错误！未定义书签。第一章概论 .. (4) 1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位: (4) 1.2 塔设备的分类及一般构造 (4) 1.3 对塔设备的要求 (5) 1.4 塔设备的发展及现状: (5) 1.5 塔设备的用材 (5) 1.6 板式塔的常用塔型及其选用 (5) 1.6.1 泡罩塔 (5) 1.6.2 筛板塔 (6) 1.6.3 浮阀塔 (6) 1.7 塔型选择一般原则 (7) 1.7.1 与物性有关的因素 (7) 1.7.2 与操作条件有关的因素 (8) 1.7.3 其他因素 (8) 1.8 板式塔的强化 (8) 第二章塔板计算 (9) 2.1 设计任务与条件 (9) 2.2 设计计算 (10) 2.2.1 设计方案的确定 (10) 2.2.2 精馏塔的物料衡算 (10) 2.2.3 塔板数的确定 (11) 第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 3.1 操作压力 (14) 3.2 操作温度 (14) 3.3 平均摩尔质量.................................... 错误！未定义书签。4 3.4 平均密度......................................... 错误！未定义书签。 3.5 液相平均表面张力................................. 错误！未定义书签。 3.6 液相平均黏度 (19) 3.7物性数据总汇 (21) 第四章精馏塔的塔体、塔板工艺尺寸计算 ................... 错误！未定义书签。 4.1 塔径的计算....................................... 错误！未定义书签。 4.2 精馏塔高度的计算................................. 错误！未定义书签。 4.3 溢流装置计算..................................... 错误！未定义书签。 4.4 塔板布置及浮阀数目与排列 (26) 第五章塔板流体力学验算 (28) 5.1气相通过浮阀塔板的压降 (28) 5.2 淹塔 (28) 5.3 雾沫夹带 (29) 第六章负荷性能图 ....................................... 错误！未定义书签。 6.1雾沫夹带线 ....................................... 错误！未定义书签。 6.2液泛线 ........................................... 错误！未定义书签。 6.3 液相负荷上限线................................... 错误！未定义书签。

板式精馏塔设计书.doc

板式精馏塔设计任务书4-3 一、设计题目：苯―甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年操作周期 7200 小时／年进料组成 48.0％（质量分率，下同）塔顶产品组成 98.0％塔底产品组成 3.0% 2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水 20℃ 加热蒸汽 0.19MPa 3、设备型式筛板塔 4、厂址安徽省合肥市三、设计内容： 1、概述 2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算; 4、主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核； ( 5 )塔板负荷性能计算； ( 6 )塔接管尺寸计算； ( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。 5、辅助设备选型与计算 6、设计结果汇总 7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述

目录 1、概述 (3) 1.1 精馏单元操作的简介 (3) 1.2 精馏塔简介 (3) 1.3 苯-甲苯混合物简介 (3) 1.4设计依据 (3) 1.5 技术来源 (3) 1.6 设计任务和要求 (4) 2、设计计算 (4) 2.1确定设计方案的原则 (4) 2.2操作条件的确定 (4) 2.2.1操作压力 (4) 2.2.2进料状态 (5) 2.2.3加热方式的选择 (5) 2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 2.4板式精馏塔的简图 (6) 2.5常用数据表： (6) 3、计算过程 (8) 3.1 相关工艺的计算 (9) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9) 3.1.3 物料衡算 (9) 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9) 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10) 3.1.6逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.7精馏塔效率的估算 (12) 3.1.8实际板数的求取 (12) 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 3.2.1操作压力计算 (12) 3.2.2操作温度计算 (13) 3.2.3平均摩尔质量计算 (13) 3.2.4平均密度计算 (14) 3.2.5液体平均表面张力计算 (15) 3.2.6液体平均粘度计算 (16) 3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17) 3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17) 3.3.2 塔径的计算 (17) 3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19) 3.4 塔板结构尺寸的计算 (19) 3.4.1 溢流装置计算- (19) 3.4.2塔板布置 (21) 3.5筛板的流体力学验算 (23) 3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23) 3.5.2液面落差 (24)

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算 2、1精馏塔的物料衡算 2、1、1基础数据 (一)生产能力: 10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。 (二)进料组成: 乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。 (三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。 2、1、2物料衡算(清晰分割) 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P65式3-23得: ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ (式2、 1) 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500 总计 226、8659 100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2、2精馏塔工艺计算 2、2、1操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199): C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注:压力单位0、1Mpa,温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544 总计 226、8659 13、2434 213、6225 组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、8 41、0 乙苯 106 617、2 36、0 名称 A B C D

精馏塔的计算

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4.３塔设备设计 4.3.1 概述在化工、石油化工及炼油中,由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能,对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.９3%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多,例如在年产２50万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产6０-120万吨催化裂化装置中占48．９％。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。４.3．2塔型的选择塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。 a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板)接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。 b．填料塔。塔内装有一定高度的填料,是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动;气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。 4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：表4-2 填料塔与板式塔的比较塔型项目填料塔板式塔

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据（一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D= 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计 100

132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注：压力单位，温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D

板式精馏塔设计方案

板式精馏塔设计方案一、设计方案确定 1.1精馏流程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，乙醇、水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。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。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇一水溶液系统，年工作日300d,每天工作24h。 1.2.2选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下：（1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 (2)效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 (3)流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。