甲苯-乙苯的精餾工藝課程設(shè)計

苯—環(huán)戊烷精餾工藝設(shè)計PAGE39-2011荊楚理工學(xué)院化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計學(xué)生姓名：曹云學(xué)號：2009402010107年級：09級1班專業(yè)：化學(xué)工程與工藝設(shè)計題目：甲苯-乙苯的精餾工藝創(chuàng)建日期：201目錄第一部分設(shè)計任務(wù)書TOC\o"1-2"\h\z\u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(xué)驗算 -23-(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5kgf/cm27、精餾塔塔頂壓強:4KPa(表壓)8、冷卻水進口溫度25℃9、總塔效率為0.610、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）①加料方式；②加料狀態(tài)；③塔頂蒸汽冷凝方式；④塔釜加熱方式；⑤塔頂塔底的出料狀態(tài)；⑥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①物料衡算確定各物料流量和組成；②經(jīng)濟核算確定適宜的回流比；③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(xué)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=0.5766×70.1＋（1－0.5766）×78.11=73.4914kg/kmolMD=0.9910×70.1＋﹙1－0.9910﹚×78.11=70.1721kg/kmolMW=0.0222×70.1＋﹙1－0.0222﹚×78.11=77.9322kg/kmol（三）、物料衡算進料流量F==37.79732koml/hF=D+W①FxF=DxD+WxW②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)ABC苯6.905651211.033220.790環(huán)戊烷6.886761124.162231.361表2t/℃49.352.355.358.361.364.3PAo34.75538.9343.548.48653.92259.833PBo101.3110.38121.44133.35146.14159.86x10.87290.74200.62230.51380.4146y10.95120.88900.81920.74120.6542t/℃67.370.373.376.379.380.10PAo66.24873.280.71288.82297.56101.3PBo174.56190.27207.05224.93243.97255.96x0.32360.24000.16300.09170.02550y0.55770.45080.33310.20360.061501、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AspenPlus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=33.5260kmol/h提餾段操作線方程為：ym+1=xm-xw=1.293xm-0.0065圖解法求理論板層數(shù)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+0.7×10=112.3kPa塔底操作壓力：PW=112.3+0.7×11=120kPa精餾段平均壓力：Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提餾段平均壓力：Pm2=(112.3+120)/2=116.15kPa（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=0.9910×70.1+(1-0.9910)×78.11=70.17(kg/kmol)MLDm=0.9810×70.1+(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=0.7800×70.1+(1-0.7800)×78.11=71.86(kg/kmol)MLFm=0.5766×70.1+(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=0.0223×70.1+(1-0.0223)×78.11=77.9312(kg/kmol)MLWm=0.0222×70.1+(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（）=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/℃4050607080901894.1888.7883.2877.7872.2866.62780.5774.9769.3763.7757.9752.1Ⅰ.塔頂液相平均密度的計算：由TD=50℃,得DA=-0.5674×50+803.28=774.90（）DB=-0.55×50+916.18=888.68（）=+=0.001288836則Dm=775.89（）Ⅱ.進料板液相平均密度的計算：由TF＝60℃得：ρFA=-0.5674×60＋803.28=769.236kg/m3ρFB=-0.55×60＋916.18=883.18kg/m3

進料板液相的質(zhì)量分率：aa==0.55,則=+=0.001224517，故Fm=816.65（）Ⅲ.塔底液相平均密度的計算

由TW＝80℃得：ρWA=-0.5674×80＋803.28=757.89kg/m3ρWB=-0.55×80＋916.18=872.18kg/m3

=+=0.00115001則Wm=869.56kg/m3

Ⅳ.精餾段液相平均密度ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（775.89＋816.65）/2=796.27kg/m3Ⅴ.提餾段液相平均密度ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（816.65＋869.56）/2=843.105kg/m3（五）、液體平均表面張力計算①、塔頂液相平均表面張力的計算

由TD＝50℃得：

σDA=-0.1036×50＋29.144=23.964mN/mσDB=-0.1106×50＋28.344=22.814mN/mσDm=0.9810×23.964＋(1-0.9810)×22.814=23.94215mN/m

②、進料板液相平均表面張力的計算

由TF＝60℃得：σFA=-0.1036×60＋29.144=22.928mN/mσFB=-0.1106×60＋28.344=21.708mN/mσFm=0.5766×22.928＋（1－0.5766）×21.708=22.4115mN/m③、塔底液相平均表面張力的計算

由TW＝80℃得：

σWA=-0.1036×80＋29.144=20.856mN/mσWB=-0.1106×80＋28.344=19.496mN/mσWm=0.0222×20.856＋(1-0.0222)×19.496=19.5262mN/m

④、精餾段液相平均表面張力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（23.94215＋22.4115)/2=23.1768mN/m⑤、提餾段液相平均表面張力

σLm2=(σFm＋σWm)/2=（22.4115＋19.5262)/2=20.9689mN/m（六）、液體平均粘度計算：環(huán)戊烷、苯在某些溫度下的粘度（μ）溫度/℃405060708090環(huán)戊烷0.52470.49110.46050.43280.40740.3843苯0.78780.73000.67770.63030.58720.5480液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算塔頂液相平均粘度的計算由TD＝50℃得：

μDA=-0.0028×50+0.6323μDA=0.4923mPa·sμDB=-0.0048×50+0.9712μDB=0.7312mPa·s

lgμDm=0.9810×lg(0.4923)＋(1-0.9810)×lg(0.7312)

解出μDm=0.4960mPa·s②、進料板液相平均粘度的計算由TF＝60℃得：

μFA=-0.0028×60+0.6323μFA=0.4643mPa·sμFB=-0.0048×60+0.9712μFB=0.6832mPa·s

lgμFm=0.5766×lg(0.4643)＋(1-0.5766)×lg(0.6832)

解出μFm=0.5468mPa·s③、塔底液相平均粘度的計算由TW＝80℃得：

μWA=-0.0028×80+0.6323μWA=0.4083mPa·sμWB=-0.0048×80+0.9712μWB=0.5872mPa·s

lgμWm=0.0222×lg(0.4083)＋(1-0.0222)×lg(0.5872)

解出μWm=0.5825mPa·s④、精餾段液相平均粘度μLm1=(0.4960+0.5468)/2=0.5214mPa·s⑤、提餾段液相平均粘度μLm2=(0.5468＋0.0.5872)/2=0.5670mPa·s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=R×D=1.55×21.6297=33.53kmol/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=55.1557kmol/h汽相體積流量:VS2==0.3762汽相體積流量:Vh2=3600VS1=1354.4液相回流摩爾流率：L’=L+qF=33.53+1×37.79732=71.33kmol/h液相體積流量：LS2==0.001779液相體積流量：Lh2=3600LS2=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：C’20=0.10負荷因子：=0.209最大允空塔氣速：=3.5m/s取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1=2.47m/s估算塔徑：=0.45按標(biāo)準塔徑圓整后取塔徑D＝0.5m。塔截面積為AT1=0.785D2=0.785×0.52=0.196m22、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：=1.99m/s取適宜空塔氣μ2=0.7μF=1.39m/s估算塔徑：=0.59m為整個塔的操作要求，圓整取D＝0.6m，即上下塔段直徑保持一致.塔截面積為AT2=0.785D2=0.785×0.62=0.2826（二）、精餾塔有效高度的計算段有效高度：Z精=(Np1-1)HT=(10-1)×0.5=4.5m提餾段有效高度：Z提=(Np2-1)HT=(11-1)×0.5=5m在進料板上方開一人孔H′T，其高度為0.5m故精餾塔的有效高度Z=Z精＋Z提＋0.5=4.5＋5＋0.5=10m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D＝0.6m，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：

①、堰長：取=0.7D=0.42m②、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：=0.0109m=10.9mmhOW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=49.1mm③、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：=42.05s>5s故降液管設(shè)計合理。

④、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0.02～0.025m，滿足要求）hW1-ho1=49.1-28.6=20.5mm>6mm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D＝0.6m，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：

①、堰長：取lw2=lw1=0.42m②、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=18.03mmhOW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=41.97mm③、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2

因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11m，Af2=Af1=0.07065m2

液體在降液管中停留時間：=19.86s>5s故降液管設(shè)計合理。

④、降液管底隙高度ho2

取降液管底隙的流速則=0.021m(滿足要求）

hW2-ho2=41.97-21.00=20.97mm>6mm

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

①、塔板的分塊

因D1<800mm，故塔板采用整塊式。②、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：==0.06m；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.05m。

③、開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按計算

其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1)=0.3-(0.11+0.06)=0.13m

r1=D/2-Wc1=0.3-0.05=0.25m

故Aa1=0.1239㎡

④、篩孔計算及其排列

本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3mm（一般的厚度為3～4mm）碳鋼板，取篩孔直徑d01＝5mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在3～10mm之間，4～5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t1＝3d01＝3×5＝15mm（通常采用2.5～5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5～15%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/s2、提餾段塔板布置

①、塔板的分塊

因D2<800mm，故塔板采用整塊式。②、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：===0.06m取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05m

③、開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.1239m2

④、篩孔計算及其排列

同樣選用δ＝3mm碳鋼板，篩孔直徑d02=d01＝5mm，按正三角形排列，孔中心距t為t2=t1＝3d01＝3×5＝15mm。

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(xué)驗算(一)、塔板壓降1、精餾段的塔板壓降

①、干板阻力hc1計算

干板阻力hc1由計算

d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝0.8011

故=0.2709m液柱

②、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：=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

③、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

④、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：=0.2416kPa<0.7kPa（滿足工藝要求）。2、提餾段的塔板壓降

①、干板阻力hc2計算

干板阻力hc2由計算

d02／δ＝5／3＝1.6667，查得孔流系數(shù)C02＝0.8011

故=0.2602m液柱

②、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：=0.5266m/s動能因子：=0.9197查圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。故

③、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

④、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：=0.2451kPa<0.7kPa（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<0.1kg液/kg氣提餾段液沫夾帶量:=0.001005液/kg氣<0.1kg液/kg氣（驗算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計范圍內(nèi)允許）(四)、漏液對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即

精餾段：=6.162m/s

實際孔速uo1＝31.2m/s＞uOM1

穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1=31.2/6.162=5.06>1.5提餾段：=6.73m/s實際孔速uo2＝30.096m/s＞uOM2

穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2=30.096/6.73=4.5>1.5（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≤φ(HT+hW)

苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則

φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197m

而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設(shè)進口堰，本設(shè)計采用平直堰Δ=0，hd可由計算，即

精餾段：=0.0007482m

故Hd1=0.08953+0.06+0.0007482=0.1503m液柱。提餾段：=0.00622m

故Hd2=0.08805+0.06+0.00622=0.15427m液柱。

因Hd1和Hd2都小于φ(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①2、液相負荷下限線取平堰堰上液層高度m，。=0.006=0.000342②3、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=0.44-3.58LS1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：×1045.70420.167734.631749.095770.650.41540.38290.35800.32980.3001依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線③4、液泛線=1.226L=1.84Vs1=0.02946+0.7356LS1=0.002374m=1.84Vs1+0.02946+0.7356LS1+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④5、漏液線（氣相負荷下限線）漏液點氣速，整理得：=0.09256LS1+0.00532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：，m3/s×1045.70420.167734.631749.095770.65Vs了，min，m3/s0.07720.08240.08630.08940.0934依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線⑤6、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①2、液相負荷下限線取平堰堰上液層高度m，。=0.006=0.0003187②3、霧沫夾帶線式中=3.77VS2=0.105+3.215LS2代入數(shù)據(jù)得=0.1簡化得：=0.6286-5.12LS2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③4、液泛線=1.286Ls1=0.0125Vs1=0.0252+0.0108Ls1=0.0002028=0.0125Vs1+0.0252+0.0108Ls1+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：×1045.312619.830634.348648.866670.650.43470.40590.380.35280.3205依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線④5、漏液線（氣相負荷下限線）=0.04197+1.286Ls1漏液點氣速，整理得：=0.0897Ls1+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