精馏塔的计算
塔精馏塔的计算1
一、塔精1.全的物料衡算由于水的沸点为100℃，正丁醇的沸点为117.7℃故水作为轻组分，正丁醇作为重组分，产品正丁醇从塔底出来。
%74.9874/05.018/95.018/95.0F =+=xM F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h总物料衡算 F=D+W=252 （1） 采用填料塔连续精馏由正丁醇-水平衡数据作图，画出正丁醇—水溶液y-x 图，求得mi n R 取min 5.1R R =过点（0.9994，0.9994）作平衡线的切线，则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192，故求得最小回流比为0.9248，所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数：T N （包括再沸器）=9块其中精馏段1N =4块，提留段（包括再沸器）=5块，第五块为进料板。
实际塔板数求取：由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946%892.574/985.018/015.018/015.0=+=W x由平衡线方程1(1)xy xαα=+-得顶α=8.99塔底：x x w m ==0.05892，y m =0.2234 同理得底α=4.56ααα==6.4塔顶温度100℃，塔底温度117.7℃ 定性温度为85.10827.117100=+℃查附录得s Pa ⋅=m 390.0μ1μ正丁醇=2.948求得()smPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ⋅αmμ=6.4×0.422=2.70查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板：%1000⨯=PT N N E8110=-=＋E N N T P ，取8块（包括再沸器）精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算有效高度：Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67mZ=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)实际填料高度：2.42×（1+0.2）=2.9m(精馏段) 2.25×（1+0.2）=2.7m(提留段) 设裙座为1m总塔高；H=2.9+2.7+1=6.6m4.泛点气速的计算影响泛点气速的因素很多，其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
精馏塔的设计计算
第2章精馏塔的设计计算2.1 进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。
塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。
2.2 加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。
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，塔的操作比较容易控制；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。
2.3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。
甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，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选用全冷凝器。
2.4 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。
需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流.故本设计采用强制回流。
2.5加热方式加热方式为直接加热和间接加热。
直接加热由塔底进入塔内。
由于重组分是水故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使理论板数增加，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。
本设计采用间接蒸汽加热。
2.6工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
化工单元操作：精馏塔计算
（四）单股进料，无侧线出料 塔体上只有一个进料口，除塔顶馏出液和塔底残液，没有其他出料口。
二、全塔物料衡算（质量守恒）
1、物料衡算公式：
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下，提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3）进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义：精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤：
1、精馏段操作线 2、进料线，并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触，使离开塔板的两相温度相同，且两相组成互为平衡，则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
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。
5.1 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： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002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=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃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=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= 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/s171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3（2图5-2 提馏段物料图平均温度：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
精馏塔主要尺寸的计算
第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒，95.79F t C =︒，108.5W t C =︒精馏段温度：()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度：()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ，D ，=86.68kg /kmol M L ，F ，,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ （3.1）由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯（10.9932）92.1378.21由式（3.1）得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯（10.61）92.1383.58由式（3.1）得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa ，压降为0.7 kPa 则塔顶压力：104,D p kPa =进料压力：1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力：1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力：1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力：1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= （3.2）精馏段密度：,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段：, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得：98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度，,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
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………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
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 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=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226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=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）：CC 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226.865913.2434213.6225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 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
精馏塔计算
xW
xD
0.02 / 32 0.01 0.02 / 32 1 0.02） 18 （ /
0.94 / 32 0.898 0.94 / 32 1 0.94） 18 （ /
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进 料量为： 进料液的平均摩尔数 M F 32 0.23 18 (1 0..23) 21.22kg / kmol
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4度为t(℃)
则相对挥发度 3、塔底 假设t(℃) α x3
99.54709655 则，
136.1200349 54.22336977 0.575134899 0.772636393 140.0940388 55.99923608 0.538984128 0.745210593 99.54709655 177.8501968 73.15164165 2.431253665 222.4577745
L V
kmol/h kmol/h
240.0242979 304.8846583
Ln 10.01325
塔顶物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 30.572 塔顶气相密度 ρ g kg/m³ 1.040315717 塔顶液相密度 ρ l kg/m³ 732.8311451 查的B32温度下甲醇的表面张力 σ N/m 0.028 精馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 8959.716379 2.488810105 精馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.01325187 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.029661988 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.080220778 则最大允许速率 umax m/s 2.127638165 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.489346715 则精馏段塔径 D m 1.586265138 则D可取 m 1.6 由表可知，当塔径取1.6m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。
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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=-⨯-
平均压力：
()=+0.309.142
1
根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：
表5-2 提馏段内回流
标准状况下的体积：='0
V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 6
36
10
101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ = Nm 3/h
气体负荷：V m =2086.03600751.0162
=m 3/s
气体密度 m ρ=7022.110162
.7518788.5420
=kg/m 3
查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐(wt)%,密度1546kg/m 3。
塔底含顺酐很少，可近似为纯苯酐，在塔顶的温度及压力状态下苯
酐的密度为1530kg/m 3。
液体的平均密度：3m /kg 15382
1546
1530=+=ρ，液体
负荷3m 1080.0360015388788.5420
L -⨯=⨯=m 3/s
塔板数的确定
由于进料中顺酐的摩尔分率很小，无法用常规的作图法求解塔板数。
所以这里采用假设全回流计算理论最少塔板数N min ，下面应用芬斯克方程[14]式有：
m ga l x x -1x -1x lg 1N w w D D min ⎥
⎦
⎤
⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=+
查得全塔平均相对挥发度m a =，及精馏段平均响度挥发度 所以全塔的最少理论板层数：
1
lg3.7002.0002.018502.018502.0lg N min -⎥
⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛-= =
精馏段最少理论板层数： 1a
lg x x 1x 1x lg N F F D D 1-⎥
⎦
⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛-=
15.4lg 0794.00794.018502.018502.0lg -⎥
⎦
⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛-=
=
由： 1
25
.121R R min +-=+-R = 对应吉利兰图查得： 2
N N N min
+-=
所以对全塔： 2N N N min +-=
0.482
N 1
.5N =+- 解得全塔理论板数： N=
对精馏段：
0.482N .7
1N 22=+- 解得精馏段理论塔板数： N 2= 所以提馏段理论塔板数： N 3= 所以得到实际板层数：
精馏段：N 精==≈ 提馏段：N 提==≈ 全塔实际板层数： N 总=25 实际进料板： N T =12 塔径的计算及板间距离的确定
由于浮阀塔塔板效率高，生产能力大，且结构简单，塔的造价低，所以本次设计采用的是F1型浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距H T =，且因为该顺酐塔为减压塔，所以设计溢流堰高h c = 5.4.1 精馏段 (1)精馏段功能参数：
n n V L (v
l ρρ)21 = 塔板间的有效高度H 0=H T -h C = 由史密斯图[13]查得：041.0C 20=， (2)塔顶温度℃下顺σ=m ，苯酐σ=m ， 所以1σ=×+×=m
进料层温度225℃下顺σ=m ，苯酐σ=m
所以2σ=×+×=m
所以精馏段液相平均表面张力=+=
2
21
.1915.20σm
(3)计算出操作物系的负荷因子C =0.2
L 2020C ⎪⎭⎫ ⎝⎛σ=040.0206.19041.02
.0=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯
所以最大空塔气速m/s 86.00903
.30903
.31455040.0U max =-=-=V V L C
ρρρ 设计气速：取安全系数为，则U==
⨯max U ⨯塔径
D=
830.0607
.0785.03064
.0785.0V n
=⨯=
U
m
5.4.2 提馏段
(1)精馏段功能参数为：
m m V L （v
l ρρ）21 = 塔板间有效高度：H 0= 由史密斯图得负荷系数：20C = (2)塔底温度℃下顺σ=m ，苯酐σ=m 所以3σ=×+×=m
所以提馏段液相平均表面张力2
21
.1927.16+=
σ=m
(3)计算出操作物系的负荷因子0.2
L 2020C C ⎪
⎭⎫
⎝⎛=σ=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=0.2
2017.74051.0
所以最大空塔气速：m/s 54.07022
.117022
.111538049.0C
U max =-=-=v v l ρρρ 设计气速：取安全系数为，则
U==
⨯max U ⨯塔径
m 888.0378
.0785.02086
.00.785U
V D m
=⨯=
=
对全塔，取圆整D=900mm 塔截面积
222T m 639.0900.0785.0D 4
A =⨯==
π
塔高的计算
精馏段有效高度：()m 5.335.01111)H -(N Z T 11=⨯-== 提馏段有效高度：()()m 55.435.0114H 1-N Z T 22=⨯-== 在进料板上方开一人孔，其高度为
所以精馏塔的有效高度为8.05m 0.8Z Z Z 21=++= 溢流堰长计算
上面计算得出的塔径为900mm ，远小于2m ，所以溢流方式采用单溢流。
堰长w l 一般根据经验确定，对于此次塔设备的弓形降液管，堰长： 630mm 9000.7.7D 0w =⨯==l 塔体厚度的计算
本次设计中精馏操作为减压操作，塔体材料选用Q235-A ，该材料的许用应力：
[]86MPa t =σ，厚度附加量2mm
塔体内液柱高度[16]：m 0.10254.00N 04.0h =⨯=⨯=总
液柱静压力：=⨯=-gh p ρ6H 10p 0.05MPa 00147.01.08.91538106<=⨯⨯⨯-(可忽略)
计算压力：.11MPa 0==+=p p p p H c 塔体计算厚度：[].414mm 1.11
05.80862900
.1102D t
i
=-⨯⨯⨯=
-=
c
c p p φσδ
塔体设计厚度：mm 1.32=+=δδc 塔体名义厚度：=n δ4mm 塔体有效厚度：=-=C n e δδ2mm 塔设备计算结果列表。