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
