甲苯乙苯的精餾工藝課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計 學生姓名： 學 號：2009402010107 年 級：09級1班 專 業(yè)：化學工程與工藝 設(shè)計題目：甲苯-乙苯的精餾工藝 創(chuàng)建日期：2012年2月11日 目 錄第一部分 設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目- 3 -二、設(shè)計任務(wù)- 3 -三、設(shè)計條件- 3 -四、設(shè)計內(nèi)容- 4 -第二部分 精餾塔的設(shè)計一、精餾塔的物料衡算- 5 -（一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 5 -（二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 5 -（三）、 物料衡算- 5 -二、塔板數(shù)的確定- 5 -（一）、理論板層數(shù)nt的求取- 5 -（二）、實際塔板數(shù)np的求取- 8 -三、 精餾塔的工藝條件及有

2、關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算- 8 -（一）、操作壓力計算- 8 -（二）、操作溫度計算- 9 -（三）、平均摩爾質(zhì)量計算- 9 -（四）、平均密度計算- 10 -（五）、液體平均表面張力計算- 12 -（六）、液體平均粘度計算：- 13 -四、精餾塔的氣、液相負荷計算- 15 -（一）、精餾段氣、液相負荷計算- 15 -（二）、提餾段氣、液相負荷計算- 16 -五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算- 16 -（一）、塔徑的計算- 16 -（二）、精餾塔有效高度的計算- 18 -六、塔板主要工藝尺寸的計算- 18 -(一)、溢流裝置計算- 18 -（二）、塔板布置- 20 -七 、 篩板的流體力學驗算- 23 -

3、(一) 、塔板壓降- 23 -(二)、 液面落差- 26 -(三)、 液沫夾帶- 26 -(四)、漏液- 26 -(五) 、液泛- 27 -八、塔板負荷性能圖- 27 -（一）、精餾段塔板負荷性能圖- 27 -（二）、提餾段塔板負荷性能圖- 30 -九、課程設(shè)計評價 第一部分 設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目篩板式精餾塔的設(shè)計 二、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計；精餾塔設(shè)備設(shè)計；有關(guān)附 屬設(shè)備的設(shè)計和選用；繪制工藝流程圖；塔板結(jié)構(gòu)簡圖和塔板負荷性能圖；編制設(shè)計說明書。 三、設(shè)計條件 1、處理量： 20000 （噸/年）。 2、進料組成：苯、環(huán)戊烷的混合溶液，含環(huán)戊烷的質(zhì)量分數(shù)為55%。 3、進料狀態(tài)： 泡

4、點進料 4、常壓操作 5、回流液溫度為塔頂蒸汽的露點6、間接蒸汽加熱、加熱蒸汽壓力為5 kgf/cm2 7、精餾塔塔頂壓強: 4 kpa(表壓) 8、冷卻水進口溫度25 9、總塔效率為 0.6 10、分離要求：塔頂?shù)沫h(huán)戊烷含量不小于99%(質(zhì)量分數(shù)),塔底的 環(huán)戊烷含量不大于2%(質(zhì)量分數(shù))。 11、年開工時間： 300 （天） 12、完成日期： 2012 年 2 月 11 日 四、設(shè)計內(nèi)容 （一）、工藝設(shè)計 1、選擇工藝流程和工藝條件（要求畫出工藝流程） 加料方式； 加料狀態(tài)； 塔頂蒸汽冷凝方式； 塔釜加熱方式； 塔頂塔底的出料狀態(tài)； 塔頂產(chǎn)品由塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻至常溫。 2、精餾工藝計算

5、物料衡算確定各物料流量和組成； 經(jīng)濟核算確定適宜的回流比； 精餾塔實際塔板數(shù)。 （二）、精餾塔設(shè)備設(shè)計 1、選擇塔型和板型。采用板式塔，板型為篩板塔， 2、塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計計算 3、塔內(nèi)流體力學性能的設(shè)計計算； 4、繪制塔板負荷性能圖。畫出精餾段和提餾段某塊的負荷性 能圖 5、有關(guān)具體機械結(jié)構(gòu)和塔體附件的選定。 接管規(guī)格、筒體與封頭、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的頂部空間、塔的底部空間。 接管規(guī)格：（1）進料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進氣管（6）法蘭 6、總塔高的計算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的 高度、塔的頂部空間、塔的底部空間第二部分 精

6、餾塔的設(shè)計一、精餾塔的物料衡算（一）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量：78.11kg/kmol 環(huán)戊烷的摩爾質(zhì)量：70.1kg/kmolxf = = 0.5766xd = = 0.9910xw = = 0.0222（二）、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf = 0.576670.1（10.5766）78.11 = 73.4914kg/kmol md = 0.991070.110.991078.11 = 70.1721kg/kmol mw = 0.022270.110.022278.11 = 77.9322kg/kmol（三）、 物料衡算 進料流量f = = 37.7973

7、2koml/h f = d + w fxf = dxd + wxw 以上兩式聯(lián)立可得 d = 21.6297kmol/h， w = 16.1676kmol/h二、塔板數(shù)的確定（一）、理論板層數(shù)nt的求取 表1 安托萬方程常數(shù)物質(zhì) a b c 苯 6.90565 1211.033 220.790 環(huán)戊烷 6.88676 1124.162 231.361 表2 t/ 49.3 52.3 55.3 58.3 61.3 64.3 pa34.75538.9343.548.48653.92259.833 pb101.3110.38121.44133.35146.14159.86 x10.87290.742

8、00.62230.51380.4146 y10.95120.88900.81920.74120.6542 t/ 67.3 70.3 73.3 76.3 79.3 80.10 pa66.24873.280.71288.82297.56101.3 pb174.56190.27207.05224.93243.97255.96 x0.32360.24000.16300.09170.02550 y0.55770.45080.33310.20360.06150 1、甲苯、乙苯的溫度-組成 甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 根據(jù)（a、b、c為antoine方程常數(shù)由手冊已查得如表1）求得一系

9、列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。再根據(jù)泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)數(shù)據(jù)（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 線（如圖2）。 苯環(huán)戊烷的溫度組成相圖2. 確定操作的回流比r 由aspen plus軟件簡捷模擬可得：實際塔板數(shù)17，實際回流比1.55，進料板8，d/f=0.58。3. 求操作線方程精餾段操作線方程為：yn+1 = n + xd = 0.6078xn + 0.3886l = r d = 1.55 21.6297 = 33.5260 kmol/h提餾段操作線方程為：ym+1 = xm - xw = 1.293xm - 0.00654. 圖解法求理論板層數(shù)

10、圖解得理論板層數(shù)nt = 13.5-1 = 12.5塊（不含再沸器），其中精餾段板數(shù)nt1 = 6塊，提餾段nt2 = 6.5塊，第7塊為加料板位置。（二）、實際塔板數(shù)np的求取 效率取為0.6精餾段：np1 = nt1/0.6 = 10，取np1 = 10塊；提餾段：np2 = nt2/0.6 = 10.83,取np2 = 11塊；總塔板數(shù)：np = np1 + np2 = 21塊。三、 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（一）、操作壓力計算 進料板壓力 ：pf = 105.3 + 0.710 = 112.3 kpa 塔底操作壓力 ：pw = 112.3 + 0.711= 120kpa 精

11、餾段平均壓力 ：pm1 = (105.3 + 112.3)/2 = 108.8 kpa 提餾段平均壓力 ：pm2 = (112.3 + 120)/2 = 116.15 kpa（二）、操作溫度計算由溫度組成圖可得相應(yīng)溫度如下：塔頂溫度 ：td = 50進料板溫度 ：tf = 60塔底溫度 ：tw = 80精餾段平均溫度 ：tm1 = (50+60) /2= 55提餾段平均溫度 ：tm2 = (60+80) /2 = 70（三）、平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：由y1 = xd = 0.9910, 查平衡曲線的得x1 = 0.9810mvdm = 0.991070.1 + (1-0.9910

12、) 78.11 = 70.17(kg/kmol)mldm = 0.981070.1 + (1-0.9810) 78.11 = 70.25(kg/kmol)進料板平均摩爾質(zhì)量計算：由xf = 0.5766,查平衡曲線得：yf = 0.7800mvfm= 0.780070.1 + (1- 0.7800)78.11 = 71.86(kg/kmol)mlfm = 0.576670.1 + (1-0.5766) 78.11 = 73.49(kg/kmol)塔底平均摩爾質(zhì)量計算：由xw=0.0222, 查平衡曲線得yw= 0.0223mvwm= 0.022370.1 + (1-0.0223) 78.11=

13、77.9312(kg/kmol)mlwm= 0.022270.1 + (1-0.0222) 78.11=77.9322(kg/kmol)精餾段平均摩爾質(zhì)量： mvm1 =（70.17+71.86）/2 = 71.015 (kg/kmol) mlm1 = (70.25+73.49)/2 = 71.87 (kg/kmol)提餾段平均摩爾質(zhì)量： mvm2 =（77.9312+71.86）/2 = 74.8956 (kg/kmol) mlm2 = (77.9322+73.49)/2 = 75.7111 (kg/kmol)（四）、平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即： = 2.79

14、（） = 3.05（） 液相平均密度計算 液相苯、環(huán)戊烷在某些溫度下的密度溫度/ 40 50 60 70 80 901894.1888.7883.2877.7872.2866.62780.5774.9769.3763.7757.9752.1.塔頂液相平均密度的計算：由td=50,得 da=-0.567450+803.28=774.90（）db =-0.5550+916.18=888.68（） =+=0.001288836則dm=775.89（）.進料板液相平均密度的計算：由tf60 得： fa=-0.567460803.28=769.236 kg/m3 fb=-0.5560916.18=883

15、.18 kg/m3 進料板液相的質(zhì)量分率 ： aa=0.55 ,則 = +=0.001224517，故fm = 816.65（） .塔底液相平均密度的計算 由tw80 得： wa=-0.567480803.28=757.89 kg/m3wb=-0.5580916.18=872.18 kg/m3 =+=0.00115001則 wm = 869.56 kg/m3 .精餾段液相平均密度 lm1=(dmfm)/2=（775.89816.65）/2=796.27 kg/m3 .提餾段液相平均密度 lm2=(fmwm)/2=（816.65869.56）/2=843.105 kg/m3（五）、液體平均表面張

16、力計算 、塔頂液相平均表面張力的計算 由 td50 得： da=-0.10365029.144=23.964 mn/m db=-0.11065028.344=22.814 mn/m dm=0.981023.964(1-0.9810)22.814=23.94215 mn/m 、進料板液相平均表面張力的計算 由tf60 得： fa=-0.10366029.144=22.928 mn/m fb=-0.11066028.344=21.708 mn/m fm=0.576622.928（10.5766）21.708=22.4115 mn/m 、塔底液相平均表面張力的計算 由 tw80 得： wa=-0.1

17、0368029.144=20.856 mn/m wb=-0.11068028.344=19.496 mn/m wm=0.022220.856(1-0.0222)19.496=19.5262 mn/m 、精餾段液相平均表面張力 lm1=(dmfm)/2=（23.9421522.4115)/2=23.1768mn/m 、提餾段液相平均表面張力 lm2=(fmwm)/2=（22.411519.5262)/2=20.9689 mn/m（六）、液體平均粘度計算： 環(huán)戊烷、苯在某些溫度下的粘度（）溫度/40 50 60 70 80 90環(huán)戊烷0.52470.49110.46050.43280.40740.

18、3843 苯0.78780.73000.67770.63030.58720.5480 液相平均粘度用lglm=xilgi計算 塔頂液相平均粘度的計算 由td50 得 ： da=-0.002850+0.6323 da=0.4923mpas db=-0.004850+0.9712db=0.7312 mpas lgdm=0.9810lg(0.4923)(1-0.9810)lg(0.7312) 解出dm=0.4960 mpas、進料板液相平均粘度的計算由tf60 得 ： fa=-0.002860 + 0.6323 fa= 0.4643 mpas fb=-0.004860+ 0.9712 fb= 0.6

19、832 mpas lgfm=0.5766lg(0.4643)(1-0.5766)lg(0.6832) 解出fm= 0.5468 mpas、塔底液相平均粘度的計算 由tw80 得 ： wa=-0.002880 + 0.6323 wa=0.4083 mpas wb=-0.004880 + 0.9712wb=0.5872 mpas lgwm=0.0222lg(0.4083)(1-0.0222)lg(0.5872) 解出wm=0.5825 mpas、精餾段液相平均粘度lm1=(0.4960+0.5468)/2=0.5214 mpas、提餾段液相平均粘度lm2=(0.54680. 0.5872)/2=0

20、.5670 mpas四、精餾塔的氣、液相負荷計算（一）、精餾段氣、液相負荷計算汽相摩爾流率：v=(r+1)d=(1.55+1)21.6297=55.1557kmol/h 汽相體積流量：vs1= =0.3900 汽相體積流量：vh1=3600vs1=3600 0.3900 = 1404 液相回流摩爾流率：l=rd=1.5521.6297=33.53 kmol/h 液相體積流量：ls1= = 0.00084 液相體積流量：lh1=3600ls1= 3.024 （二）、提餾段氣、液相負荷計算 汽相摩爾流率：v= v = 55.1557 kmol/h 汽相體積流量: vs2=0.3762 汽相體積流量

21、: vh2=3600 vs1=1354.4 液相回流摩爾流率：l= l+qf=33.53+137.79732=71.33kmol/h 液相體積流量：ls2= =0.001779 液相體積流量：lh2=3600 ls2=6.405 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 （一）、塔徑的計算 1、 精餾段塔徑的計算 取板間距ht=0.50m，取板上清液層高度 0.06m。液氣動能參數(shù) ： =0.0364 查smith通用關(guān)聯(lián)圖得：c20=0.10負荷因子： =0.209最大允空塔氣速： =3.5 m/s 取適宜空塔氣速：1=0.7f1=2.47 m/s估算塔徑 ： =0.45按標準塔徑圓整后取塔徑d0.5

22、m。塔截面積為 at1=0.785d2=0.7850.52=0.196 m2 2、 提餾段塔徑的計算 取板間距ht=0.50m，取板上清液層高度 0.06m。液氣動能參數(shù) ： = 0.07862 查smith通用關(guān)聯(lián)圖得:c20”=0.095負荷因子： = 0.12 最大允空塔氣速： =1.99 m/s 取適宜空塔氣2=0.7f=1.39 m/s估算塔徑 ： =0.59 m為整個塔的操作要求，圓整取d0.6 m，即上下塔段直徑保持一致. 塔截面積為 at2=0.785d2=0.7850.62=0.2826 m2（二）、精餾塔有效高度的計算 段有效高度： z精=( np1-1)ht=(10-1)

23、 0.5=4.5 m 提餾段有效高度： z提=( np2-1)ht=(11-1) 0.5=5 m 在進料板上方開一人孔ht，其高度為0.5 m 故精餾塔的有效高度z =z精z提0.5=4.550.5=10 m六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑d0.6 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： 、堰長： 取 = 0.7d = 0.42 m 、溢流堰高度hw1 由 =26.45；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)e1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度how1可由francis經(jīng)驗公式計算得： =0.0109 m = 10.

24、9 mm how應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求，板上清液層高度 60mm ，故：hw1=hl-how1=60-10.9=49.1 mm 、弓形降液管寬度wd1和截面積af1 由查弓形降液管的參數(shù)圖得： = 0.01764 液體在降液管中停留時間： =42.05s5s故降液管設(shè)計合理。 、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速 = 0.07m/s則 = 0.0286m（不宜小于0.020.025 m，滿足要求）hw1-ho1=49.1-28.6=20.5 mm6 mm故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 2、提餾段溢流裝置計算 因塔徑d0.6 m，可選用單溢流弓形降液管

25、平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： 、堰長： 取 lw2=lw1=0.42m、溢流堰高度hw2 由 =47.15；，根據(jù)液流收縮系數(shù)圖可查得液流收縮系數(shù)e2=1.081，對于平直堰，堰上液層高度how2由francis經(jīng)驗公式計算： =0.01803m=18.03mm how應(yīng)大于6mm，本設(shè)計滿足要求 ，板上清液層高度 60mm ，故hw2=h2-how2=60-18.03=41.97mm、弓形降液管寬度wd2和截面積af2 因=，塔徑d相同故wd2=wd1=0.11 m，af2=af1=0.07065 m2 液體在降液管中停留時間：=19.86s5s故降液管設(shè)計合理。 、降液管底隙高度h

26、o2 取降液管底隙的流速則 =0.021m(滿足要求） hw2-ho2=41.97-21.00=20.97mm6mm 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 （二）、塔板布置 1、精餾段塔板布置 、塔板的分塊 因d1800mm，故塔板采用整塊式。、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=0.06 m ；取無效邊緣區(qū)：wc1=0.05 m。 、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積aa按計算 其中x1=d/2-(wd1ws1 )= 0.3-(0.11+0.06)=0.13 m r1 = d/2-wc1 =0.3-0.05=0.25 m 故aa1=0.1239 、篩孔計算

27、及其排列 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm（一般的厚度為34mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d015 mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在310mm之間，45mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t13d013 515mm（通常采用2.55倍孔直徑的中心距） 。 篩孔數(shù)目： = 638 (個) 開孔率為：（開孔率一般在515%之間,滿足要求） 每層塔板開孔面積：=0.0125 氣體通過篩孔的氣速： =31.2m/s 2、提餾段塔板布置 、塔板的分塊 因d2800mm，故塔板采用整塊式。 、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=0.06 m 取無效邊緣區(qū)：wc2=wc1=0.

28、05 m 、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積aa2=aa1=0.1239 m2 、篩孔計算及其排列 同樣選用3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t13d013 515mm。 篩孔數(shù)：n2=n1=638個 每層塔板開孔面積：=0.0125 氣體通過篩孔的氣速： =30.096m/s七 、 篩板的流體力學驗算 (一) 、塔板壓降 1、精餾段的塔板壓降 、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/5/31.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)c010.8011 故=0.2709m液柱 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型

29、塔板有： =0.546m/s動能因子： =0.912 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。 故 、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 =0.002374m液柱 、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 =0.2709+0.036+0.002374=0.3093m 氣體通過每層塔板的壓降為 ： =0.2416kpa0.7kpa （滿足工藝要求）。 2、提餾段的塔板壓降 、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02531.6667，查得孔流系數(shù)c020.8011 故=0.2602m液柱 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有

30、： =0.5266m/s 動能因子：=0.9197 查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?故 、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 =0.0002028m 、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 =0.2602+0.036+0.0002028= 0.2964m 氣體通過每層塔板的壓降為 ： =0.2451kpa0.7kpa（滿足工藝要求）。(二)、 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(三)、 液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計算： 精餾段液沫夾帶量 =0.001021kg液/kg氣0.1 kg液/kg氣提餾段液沫夾帶

31、量: =0.001005液/kg氣1.5 提餾段： =6.73m/s 實際孔速uo230.096 m/suom2 穩(wěn)定系數(shù)為k2=uo2/uom2=30.096/6.73=4.51.5 （故在本設(shè)計中無漏液）。(五) 、液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高hd應(yīng)服從hd(ht+hw) 苯一甲苯物系屬一般物系，取0.5，則 (ht+hw)=0.5(0.50+0.04394)=0.27197 m 而hd=hp+hl+hd，板上不設(shè)進口堰，本設(shè)計采用平直堰=0，hd可由計算，即 精餾段： =0.0007482m 故hd1=0.08953+0.06+0.0007482=0.1503 m液柱 。 提

32、餾段：=0.00622 m 故hd2=0.08805+0.06+0.00622=0.15427m液柱 。 因hd1和hd2都小于(ht+hw),故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 八、塔板負荷性能圖（一）、精餾段塔板負荷性能圖 1、液相負荷上限線 2、液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 =0.006 =0.000342 3、霧沫夾帶線式中=5.6vs1 =0.123+3.066ls1代入數(shù)據(jù)得:ev1 = =0.1簡化得：vs1=0.44-3.58 ls1 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.650.41540

33、.38290.35800.32980.3001依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 =1.226 ls1 =1.84vs1 =0.02946+0.7356 ls1 =0.002374m =1.84vs1+ 0.02946+0.7356 ls1 +0.002374 =1060.38ls1 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：1045.70420.167734.631749.095770.650.28890.26350.23980.21030.1988 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏液線（氣相負荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： =0.09256 ls1+ 0.00532在操作范

34、圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：，m3/s1045.70420.167734.631749.095770.65vs了，min，m3/s0.07720.08240.08630.08940.0934依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 6、操作彈性 操作氣液比 =0.3900/0.00084=464.3 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：操作彈性=4.83將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負荷性能圖（如圖）（二）、提餾段塔板負荷性能圖 1、液相負荷上限線 2、液相負荷下限線取平堰堰上液層高度m，。=0.006 =0.0003187 3、霧沫夾帶線式中 =

35、3.77vs2 =0.105+3.215ls2代入數(shù)據(jù)得 = 0.1簡化得：= 0.6286-5.12 ls2在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：1045.312619.830634.348648.866670.650.59500.54780.51200.48120.4401依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 4、液泛線 =1.286ls1 =0.0125vs1 =0.0252+0.0108 ls1 = 0.0002028 =0.0125vs1+0.0252+0.0108 ls1+0.0002028 = 1966.8ls2 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：104

36、5.312619.830634.348648.866670.650.43470.40590.380.35280.3205 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5、漏液線（氣相負荷下限線） =0.04197+1.286ls1漏液點氣速 ，整理得： =0.0897 ls1+0.00523 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：1045.312619.830634.348648.866670.65vs了，min，m3/s0.0760.081520.085280.088390.09243依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負荷性能圖（如圖） 6、操作彈性 操作氣液比 =0.3762/0.001779=211.5 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：操作彈性=6 篩板塔設(shè)計計算結(jié)果項 目符 號單 位計 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強pkpa108.8116.15平均溫度t5570平均密度氣相kg/m32.793.05液相796.27843.105平均流量氣相vsm3/s0.39000.3762液相l(xiāng)sm