乙醇—水體系精餾裝置設(shè)計方案

1 乙醇 水體系精餾裝置設(shè)計 方案 一、緒論 課程設(shè)計是“化工原理”課程的一個總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運用本門課程及有關(guān)先修課程的基礎(chǔ)知識去解決某以設(shè)計任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個教學(xué)計劃中起著培養(yǎng)學(xué)生獨立工作能力的重要作用，通過課程設(shè)計就以下幾方面要求學(xué)生加強訓(xùn)練。 （ 1） 查閱資料選用公式和收集數(shù)據(jù)的能力。 （ 2） 樹立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可行性，又考慮經(jīng)濟(jì)上的合理性，并注意到操作上的勞動條件和環(huán)境保護(hù)的正確設(shè)計思路，在這種設(shè)計思路的指導(dǎo)下去分析和解決實際問題的能力。 （ 3） 迅速準(zhǔn)確的進(jìn)行工程計算和計算機(jī) 繪圖的能力。 課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力、進(jìn)料狀況、加熱方式及其熱能的利用。 （ 1） 操作壓力 精餾常在常壓，加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟(jì)，若無聊無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝，冷卻費用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提操作壓力還可以提高塔德處理能力。所以我們采用塔頂壓力為 行操作。 （ 2） 進(jìn)料狀況 進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進(jìn)料溫度不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較好控制。此外，泡點進(jìn)料時，精餾段和提餾的塔徑相同，設(shè)計制造比較方便。 （ 3）加熱方式 精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量，若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。 （ 4）熱能的利用 精餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進(jìn)入再沸器的能量僅有 5%左右被利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的。但其位能較低，不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用作低 2 溫?zé)嵩?，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度后在用于加熱釜液。 計題目 乙醇 水體系精餾裝置設(shè)計 計任務(wù)及條件： （ 1）、進(jìn)料含乙醇 40，其余為水（均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同） （ 2）、生產(chǎn)乙醇含量不低于 92； （ 3）、塔頂易揮發(fā)組分回收率為 99； （ 4）、生產(chǎn)能力 195000噸年 92%的乙醇產(chǎn)品，年開工 7920小時 （ 5）、操作條件： a、低壓蒸汽加熱； b、塔頂壓力： 4壓強 ） c、進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點進(jìn)料； d、回流比：R=1.8 e、單板壓降 : 計內(nèi)容： （ 1） 、精餾塔的物料衡算； （ 2）、塔板數(shù)的確定； （ 3）、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 ； （ 4）、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （ 5）、塔板的主要工藝尺寸設(shè)計計算 （ 6）、塔板的流體力學(xué)驗算 （ 7）、塔板的負(fù)荷性能圖 （ 8）、精餾塔結(jié) 管尺寸計算 （ 9）、對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論 計成果工藝 （ 1）、設(shè)計說明書一份 （ 2）、 計圖紙包括：流程圖、精餾塔工藝條件圖。 3 二、塔的工藝計算 料衡算 0 2 M 乙醇 =46g/M 水 =18g/F=18/6/=D=18/6/=W=n,D= h =+ n,n, 由 式可知 =h =1792.6 h 表 1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄 F 2391.8 h h 1792.6 h 4 論及實際塔板數(shù)的確定 乙醇水溶液的x ,( y )t/乙醇水溶液的 （ 1）求最小回流比 操作回流比 R 。 取 延長交于 圖讀出 y=最小回流比計算式得： k = = 1操作回流比 m （ 3）求理論板數(shù) 精餾段操作線為 y 常規(guī) 27（包括再沸器），其中精餾段理論板數(shù)為 22層，提餾段為 5層，第 12 層為加料板。 全塔效率 依式 根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖 1，求得塔平均溫度為 ,該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為： 3 3 3 9 62 故 實際塔板數(shù) N 精餾段 提餾段 餾塔塔徑的計算 A. 查的有關(guān)乙醇與水的安托因方程： 乙醇 :533 l g (6 水：074 l g (代入將得： 進(jìn)行試差，求的塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力和溫度： (1) 塔頂：1 ， （ 2）進(jìn)料板壓力：aF 5 進(jìn)料板： 8 試差得 （ 3）塔釜壓力：aW 0 塔釜： 4 差得 求得精餾段和提餾段的平均壓力和溫度： 精餾段：提餾段： 3 am 22 0 摩爾質(zhì)量的計算： 塔頂：L D 進(jìn)料板：L 塔釜：L W 精餾段平均摩爾質(zhì)量： k m o m o 提餾段的平均摩爾質(zhì)量： 7 k m o m o 25. 1）氣相平均密度的計算：精餾段氣相平均密度計算： 3/73( 提餾段平均密度計算：3/ 3(3 1 2 2）液相平均密度計算： 依式 1 （ 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 塔頂 進(jìn)料板 9 3 塔底 89 9 9 90 0 0 故精餾段平均液相密度為 31 提餾段平均液相密度為 32 68 D液體平均表面張力的計算 液體平均表面張力按下式計算：Lm i 由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出 版社，王志魁）附錄二十 8 則精餾段平均表面張力為 51 提餾段平均表面張力為 52 液體平均黏度的計算按下式計算： lg m i 由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄十 則精餾段平均液相黏度 餾段平均液相黏度 . 氣液負(fù)荷計算： 精餾段氣液負(fù)荷計算 hk m o 1( m o 提餾段氣液負(fù)荷計算 hk m o 61)1(/ 9 22/ hk m o 塔徑 D 參考板間距與塔徑的關(guān)系表，初選板間距 ，取板上液層高度為 ，故 T 。 （ 1）按精餾段計算： )( 2121 查 聯(lián)圖得 式 20( 校正到物系表面張力為 ，即 0(m a 取安全系數(shù)為 m a x 故 s （ 2）按提餾段計算： )( 2121/ 查 聯(lián)圖得 0 20( 校正到物系表面張力為 的 C ，即 22/ h 3/ 0 00 2 10 取安全系數(shù)為 , m a x/ 故 s 根據(jù)精餾段和提餾段的分別計算，按標(biāo)準(zhǔn)，將塔徑圓整為 提餾段的空塔氣速為 流裝置計算 溢流堰長即 提餾段與精餾段 出口堰高（ 1） 精餾段： 由 查液流收縮系數(shù)計算圖，知 E 為 依式32)( ，得 mh 2 4 0 2 故 2 5 4 （ 2） 提餾段： 由 11 查圖知 ，所以 3 6 0 2 故 1 3 6 液管 (1)降液管高度和截面積 精餾段與提餾段的 由 查弓形降液管的寬度與面積圖，得 故 222 f 由式 計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 （大于 合要求） （大于 合要求） (2) 降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速0u為 依式0計算降液管底隙高度 （ 1） 精餾段 8 5 （ 2） 提餾段 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 12 板布置 （ 1） 取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 （ 2） 依式 )(s 1222 a 計算開孔面積。即 21222 12.0(s i mA a 其中 2 塔板布置圖從略。 篩孔數(shù) n 與開孔率 取篩孔的孔徑正三角形排列，一般碳鋼的板厚 為 取 0.3孔中心距 。 依式3101158 計算塔板上的篩孔數(shù) n ，即 孔1 8 1 6 01 1 5 8 2 3 n 孔 依式2)( 計算塔板上開孔區(qū)的開孔率 ，即 （在 55 范圍內(nèi)） 每層塔板上的開孔面積為： 23 5 1.0 精餾段氣體通過篩孔的氣速為： 提餾段氣體通過篩孔的氣速為： 塔的有效高度 Z 精餾段： )122(1 提餾段： )15(2 塔高計算 13 三、流體力學(xué)驗算 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 高度氣體通過篩板壓強降相當(dāng)?shù)囊褐珊Y孔的流量系數(shù)圖，得 84.0()(，得 精餾段： 提餾段： 圖查取板上液層充氣系數(shù) 55.0o依式得 提餾段： 圖查取板上液層充氣系數(shù) 55.0o依式，得 2 7 c. 克服液體表面張力壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮 14 依式oL 4 ，可得 精餾段： 0 4 0 6 提餾段： 0 5 0 故精餾段： 5 9 0 4 0 7 7 單板壓強降 KP 7 60 5 9 0 （設(shè)計允許值） 提餾段： mh p 0 7 5 7 單板壓強降 K （設(shè)計允許值 液的驗算 由式 ) 5 ，得 精餾段： 6)0 0 4 0 5 篩板的穩(wěn)定系數(shù) ) 4)0 0 5 0 5 篩板的穩(wěn)定系數(shù) ) 沫夾帶量 驗算 依式 (hH ，得 精餾段： 15 0 5 3 液 / 液 / 提餾段： 0 3 7 液 / 液 / 故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 )(。依式，得 精餾段： 22 )0 8 5 1 5 1 5 h mH d 9 0 取 ，則 1 2 2 5 1 8 8 故 )(，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 提餾段： 取 ，則 8 9 故 )(，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可以認(rèn)為精餾塔的塔徑及各工藝尺寸是合適的。 作性能負(fù)荷圖 沫夾帶線 依式 (hH ， 式中 16 )3600(l 精餾段： 近似取 2 ，故 32323 7 9 2 0 0( 取霧沫夾帶極限值 /，已知 得下式： 整理得： V （ 1） 在操作范圍內(nèi)，任取幾個（ 1）式計算出相應(yīng)的 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 表中數(shù)據(jù)在V 圖中做出精餾段霧沫夾帶線（ 1）。 提餾段： 近似取 2 ，故 32/32/3 )( 取霧沫夾帶極限值 /，已知 ， 得下式：36 )( 整理得： 32/ )(V （ /1 ） 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 /（ /1 ）式計算出相應(yīng)的 / m3/s) 10101010s/(m3/s) 17 依表中數(shù)據(jù)在 /V 圖中作出提餾段霧沫夾帶線（ /1 ）。 泛線 聯(lián)立與 )(，得 )(近似取 ,.1 由式323 )3 60 0(l ，得 32323 4 6 0 0( 由式，得 （ 1）精餾段： 2222 0 0 0 7 0 0 5 )(0 5 )(0 5 1.0 3232 故 322322 由式2)(h ，得 22 53.0 將 2 下式 232322 .0 整理得下式： 3222 2 2 （ 2） 在操作范圍內(nèi)取若干式（ 2）計算于下表中，依表中數(shù)據(jù)作出精餾段液泛線（ 2）。 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 2）提餾段： 32/32/2/2/)()( 18 )(0 0 0 3 9 8 0 0 0 3 9 8 將 2 下式： 2/32/32/2/ )(.0 整理得下式： 32)/( （ /2 ） 在操作范圍內(nèi)取若干 /式（ /2 ）計算 /于下表中，依表中數(shù)據(jù)作出提餾段液泛線（ /2 ）。 m3/s) 10101010s/(m3/s) 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中停留時間為 5s，由式 m 得 s 3m a x, （ 3）或（ /3 ） 液相負(fù)荷上限線（ 3）或（ /3 ）在V 或 /V 坐 標(biāo)圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線，所以精餾段與提餾段相同。 液線（氣相負(fù)荷下限線） （ 1）精餾段： 由 m i n,32 , 代入漏液點氣速式 ) ，得 2m i n, 39.0 m ，代入上式并整理，得 19 32m V （ 4） 此即精餾段氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取 n 個（ 4）式計算相應(yīng)的于下表中，依表中數(shù)據(jù)作精餾段氣相負(fù)荷下限線（ 4）。 Ls(m3/s) 10101010s(m3/s) 2）提餾段： 由m i n,32 , 代入漏液點氣速式，得 (2/ m i n, 將 239.0 代入并整理，得 32/ m )( V （ /4 ） 此即提餾段氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取 n 個 /依（ /4 ）式計算相應(yīng)的 /于下表中，依表中數(shù)據(jù)作提餾段氣相負(fù)荷下限線（ /4 ）。 m3/s) 10101010s/(m3/s) 液相負(fù)荷下限線 取平堰、堰上液層高度 006.0式 ,)3 60 0(1 00 2m in,l 取 ，則 32m ) 0 0(1 0 0 6.0 整理上式，得 3m （ 5）或（ /5 ） 20 依此值分別在V 圖及 /V 圖上作精餾段及提餾段液相負(fù)荷下限線（ 5）及（ /5 ）。 V 圖和 /V 圖分別為精餾段和提餾段負(fù)荷性能圖。各圖中 5條線包圍區(qū)域為塔板操作區(qū)， /,操作點， /,操作線。 （ /）與線（ 1）（線（ /1 ）的交點相應(yīng)的氣相負(fù)荷為, （ /）與氣相負(fù)荷下限線（ 4）（線（ /4 ）的交點相應(yīng)氣相負(fù)荷為, 可知本設(shè)計精餾段塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制；提餾段塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。 21 精餾段的操作彈性 in,m a x, 提餾段的操作彈性 m m a x, 四、浮閥塔工藝設(shè)計結(jié)果 項目 符號 單位 計算數(shù)據(jù) 精餾段 提餾段 各段平均壓強 Pm 段平均溫 度 tM 均流量 氣相 Vs m3/s 相 Ls m3/s 際塔板數(shù) N 塊 19 4 板間距 HT m 的有效高度 Z m 徑 D m 塔氣速 u m/s 板液流形式 單溢流 單溢流 溢流裝置 溢流管形式 弓形 弓形 堰長 lw m 高 hw m 流堰寬度 Wd m 底與受液盤距離 ho m 上清液層高度 hL m 徑 do 5 孔間距 t 5 15 孔數(shù) n 個 19877 19877 開孔面積 Ao 孔氣速 uo m/s 板壓強降 Pp 體在降液管中停留時間 s 液管內(nèi)清液層高度 Hd m 沫夾帶 eV 荷上限 霧沫夾帶控制 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 Vs,m3/s 相最小負(fù)荷 Vs,m3/s 作彈性 22 五、 精餾塔附屬設(shè)備的設(shè)計 精餾塔的附屬設(shè)備包括蒸汽冷凝器、產(chǎn)品冷卻器、再沸器（蒸餾釜）或直接蒸汽鼓泡管、原料預(yù)熱器、塔的連接管、高位槽及 泵等，此操作是采用直接蒸汽加熱，在此著重介紹塔頂回流冷凝器及直接蒸汽鼓泡管 (蒸汽噴出器 )。 （ 1） 塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內(nèi)或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分，有整體式、自流式和強制循環(huán)式。對于小型塔，冷凝器一般位于塔頂，可采用整體式或自流式，其優(yōu)點是蒸汽壓強降較小，可借改變氣升管或塔板位置調(diào)節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭，并且可以節(jié)省安裝面積。當(dāng)塔的處理量很大或塔板數(shù)很多時，若回流冷凝器置于塔頂將造成安裝、檢修等諸多不便，且造價高。可將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，即為強制循環(huán)式。此設(shè)計處理量較大，所以應(yīng)選取強制循環(huán)式塔頂回流冷凝器。 （ 2） 蒸汽噴出器 塔采用直接蒸汽加熱時，釜中應(yīng)安裝蒸汽噴出器，使加熱蒸汽均勻分布于釜液中。其結(jié)構(gòu)一般為環(huán)形蒸汽管，管的下面和側(cè)面適當(dāng)開一些小孔供蒸汽噴出。小孔直徑一般為 3 10心距為孔徑的 5孔總面積應(yīng)為加熱蒸汽管橫截面積的 內(nèi)蒸汽速度為 20s。一般對于黏度較大的流體，流速應(yīng)取得小些；對于黏度小的流體，可采用較大的流速。加熱蒸汽管浸入釜中 液層至少 保證蒸汽與溶液有足夠的接觸時間。此設(shè)計采用直接蒸汽加熱，所以應(yīng)安裝蒸汽噴出器。乙醇 水體系黏度較大，故應(yīng)注意采用較小的流速。 六、 結(jié)論 根據(jù)以上的設(shè)計計算可知，此精餾塔塔徑為 ，全塔效率為 58%。精餾段需塔板 19層，提餾段需塔板 4層，第 20層為加料板。精餾段塔的有效高度為 板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制，其操作彈性為 餾段塔的有效高度為 ,塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制，其操作彈性為 外在流程確定方案選擇上，本設(shè)計盡可能的 減少固定投資，降低操作費用，以期提高經(jīng)濟(jì)效益。由于任務(wù)書上規(guī)定的生產(chǎn)任務(wù)長期固定，故采用連續(xù)精流流程。精餾塔塔頂設(shè)有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。 塔頂蒸氣采出后進(jìn)入全凝器，利用循環(huán)水降低溫度使之由氣體變成液體，然后被送到回流罐，一部分利用重力回流返回塔中。因為化工廠中一般均有廠房，這樣比泵回流節(jié)約費用。另一部分作為塔頂產(chǎn)品到冷凝器中，用水冷卻至室溫后進(jìn)入儲罐中。塔釜液采出后送至蒸汽發(fā)生器，對水蒸汽進(jìn)行加熱。充分利用熱能，可節(jié)約能源。 同時，利用直接蒸汽加熱方法分離甲醇 水的混合物可 以省掉再沸器，達(dá)到節(jié)能的目的，所以經(jīng)濟(jì)上較合理，并且可以實現(xiàn)穩(wěn)定操作。綜合以上設(shè)計結(jié)果可知，此設(shè)計中選擇的各項工藝操作條件均符合要求，能夠使精餾過程達(dá)到預(yù)期效果。 精餾在實際生產(chǎn)中，由于其操作條件、塔的性能、輔助設(shè)備的性能和上、下游工序操作條件的變化以及公用工程物流的改變等，均會導(dǎo)致精餾塔操作的波動，影響塔的分離效果，以致產(chǎn)品達(dá)不到設(shè)計指標(biāo)。此時，需要工程技術(shù)人員從錯綜復(fù)雜的諸多影響中抓住關(guān)鍵因素，通過對塔操作中出現(xiàn)的種種非正?，F(xiàn)象的分析，認(rèn)識發(fā)生故障的原因，對故障進(jìn)行及時、正確的診斷，并提出排除故障的正確 方案和有效措施，以盡快排除故障，恢復(fù)正常生產(chǎn)，這是企業(yè)穩(wěn)定生產(chǎn)的基本保證。此次設(shè)計雖然僅是一次應(yīng)用所學(xué)理論的基本練習(xí)，但也是實際操作的一個縮影，所以在此對影響精餾塔操作的幾個關(guān)鍵因素進(jìn)行討論。 23 （ 1）進(jìn)料熱狀態(tài)對精餾操作的影響 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q 的大小影響提餾段氣、液相流量，所以進(jìn)量熱狀態(tài)必影響提餾段的操作。 當(dāng)進(jìn)料流量、組成一定，并規(guī)定分離要求及操作回流比 著進(jìn)料狀態(tài)參數(shù) q 的減小，進(jìn)料攜帶熱量隨之增加。由于系統(tǒng)的熱量衡算的約束，提餾段氣相流量隨之減小。若q 值下降幅度較大，如 q1,必將導(dǎo)致提 餾段分離能力下降。所以，對設(shè)計型問題，應(yīng)增加理論板數(shù)或提高回流比，重新設(shè)計精餾塔。對于操作型問題，可調(diào)節(jié)回流比或改變進(jìn)料位置，同時應(yīng)核算塔的分離能力是否滿足分離要求。 （ 2）進(jìn)料位置對精餾操作的影響 在精餾塔的設(shè)計中，在一定回流比條件下，如果在最佳位置進(jìn)料，則達(dá)到相同的分離要求所需理論板數(shù)最少。所以，在實際塔的操作中，如果將進(jìn)料位置調(diào)至適宜位置，則可使分離程度進(jìn)一步提高?；蛟谧罴盐恢眠M(jìn)料，要維持相同的分離程度，還可使回流比減小，從而降低了精餾分離過程的能耗。由于進(jìn)料的流量、組成及熱狀態(tài)是恒定的，而塔內(nèi)從上至 下的各理論板上氣液平衡狀態(tài)是漸變的，亦存在一定組成、溫度等參數(shù)的分布，當(dāng)原料進(jìn)到某一塊板上時，勢必由于進(jìn)料與塔板上體系的組成及熱狀態(tài)存在差異，造成塔板上返混。差異越大，返混越嚴(yán)重。為此，選擇一熱力學(xué)狀態(tài)與進(jìn)料最接近的塔板作為進(jìn)料板，才是所求的最佳進(jìn)料板。根據(jù)經(jīng)驗選擇液相關(guān)鍵組分的比與進(jìn)料的關(guān)鍵組分比最接近的塔板作為進(jìn)料板是最適宜的。 （ 3）回流比對精餾操作的影響 回流比是一重要的設(shè)計和操作參數(shù)，直接關(guān)系到投資和操作費用的大小，影響生產(chǎn)成本。當(dāng)設(shè)備費用較高時，應(yīng)適當(dāng)加大回流比以降低塔高，但塔徑又有所增 大。反之，則增加塔板數(shù)，減小回流比，以增加投資的代價來降低過程的操作費。因為增加理論板數(shù)、減小回流比，完成相同的分離要求時，每塊板上的溫度、濃度變化將減小，過程熱力學(xué)的不可逆程度減小，從而使有效能損失減小，精餾塔的能耗下降。因此應(yīng)根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算確定適宜（最優(yōu)）回流比，精餾操作的設(shè)備費和操作費最小時所對應(yīng)的回流比即為適宜的回流比 R，但其準(zhǔn)確值較難確定，初步設(shè)計時根據(jù)經(jīng)驗，一般取 R=（ （ 4）操作壓力對精餾操作的影響 操作壓力對精餾塔所用熱源及冷劑品位影響較大，而低溫冷劑較難獲取，其 成本常高于熱源成本，因此應(yīng)盡可能避免使用高品位的冷劑。通常選常壓操作，如果常壓操作時，塔頂蒸氣的露點低于常溫，則應(yīng)適當(dāng)提高塔的操作壓力，使塔頂蒸氣露點升至常溫以上，采用冷卻水就能將塔頂蒸氣全部冷凝，此壓即為適宜的操作壓力。但是，壓力提得過高，將導(dǎo)致設(shè)備投資增加過大，所以應(yīng)權(quán)衡操作費用和設(shè)備投資，選擇