苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计方案

长江大学

化工原理课程设计 ——苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计

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班级：高材11002

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目录

1 苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述1 2 板式精馏塔设计任务书1 3 设计计算2

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集2 3.2 精馏塔的物料衡算3 3.3 塔板数的确定4

3.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算6 3.5精馏段的气液负荷计算8 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算8 4.1塔径的计算8

4.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算9 5 筛板的流体力学验算10 6精馏段塔板负荷性能图12 7设计结果一览表15

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1苯甲苯混合液筛板精馏塔设计概述

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

精馏是分离液体混合物<含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下<有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯。 2板式精馏塔设计任务书

一、设计题目

苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计。 二、设计任务

(1>原料液中苯含量：质量分率＝55％(质量>，其余为甲苯。 (2>塔顶产品中苯含量不得低于98％(质量>。 (3>塔底釜液含甲苯量不低于 98%(质量>

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(4>生产能力：45000 t/y苯产品，年开工330天。 三、操作条件

(1>精馏塔顶压强：4.0kPa(表压> (2>进料热状态：饱和液体

(3>回流比：R=1.5Rmin。 (4>单板压降压：≯0.7kPa (5>冷却水温度：30℃ (6>饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压>

(7>设备型式：筛板塔 四、设计内容及要求

(1>设计方案的确定及流程说明 (2>塔的工艺计算

(3>塔和塔板主要工艺尺寸的设计

塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。

(4>编制设计结果概要或设计一览表 3设计计算

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部

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分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.5倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。

下图是板式塔的简略图：

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表1 苯、甲苯在某些温度t下的饱和蒸汽压( 谭天恩《化工原理》P73> t/℃ 80.1 84 88 92 96 100 180 74.2 110.104 108 6 200.222.237.3 4 7 101.83.6 94 3 PA0/kP101.a 3 PB0/kP39 a

114.128.144.161.1 4 1 3 44.5 50.8 57.8 65.6 4 / 24

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表2苯-甲苯物系在总压101.325kPa下的t-x(y>图( 谭天恩《化工原理》P73> t/℃ x y t/℃ 80.1 1 1 84 88 92 96 100 104 108 110.6 0 0 0.810.650.500.370.250.150.056 1 4 3 6 2 7 0.910.820.710.590.450.120.3 9 5 7 4 5 5 80.110.84 88 92 96 100 104 108 1 6 2.6α 2.56 2.53 2.49 2.46 2.43 2.40 2.37 2.35 0 0.810.650.500.370.250.150.05x 1 0 6 1 4 3 6 2 7 表3 苯-甲苯物系在某些温度t下的α值( 谭天恩《化工原理》P75>

表4 纯组分的表面张力 温度80 90 100 110 120 <℃） 苯，mN/m 21.2 20 18.8 17.5 16.2 甲苯，21.7 20.6 19.5 18.4 17.3 mN/m 表5 纯组分的液相密度

温度(℃> 80 90 100 110 120 苯,kg/814 805 791 778 763 m 甲苯,kg/809 801 791 780 768 m 333.2 精馏塔的物料衡算

(1> 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量MA=78.1 甲苯的摩尔质量MB=92.1

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进料组成苯的质量分数=0.55

x55/78.1F?55/78.1+45/92.1?0.590

塔顶馏出液苯的质量分数=0.98

x55/78.1D?55/78.1+45/92.1=0.983

塔底釜液苯的质量分数=0.02

x55/78.1W?55/78.1+45/92.1=0.0235

）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF?78.1?0.590?92.1?(1?0.590)?83.84 MD?78.1?0.983?92.1?(1?0.983)?78.34 MW?78.1?0.0235?92.1?(1?0.0235)?91.77

）物料衡算

原料处理量

F?45000?1000330?24?67.77kmol/h

全塔物料衡算：

F=D+W FxF=DxD+WxW

代入F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 xW=0.0235解得D=40.01koml/h，W=27.76kmol/h 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量 塔板数的确定

<1）理论板数NT的求取。

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<2

<3 3.3个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途

苯一甲苯属理想物系，可采用逐板计算求理论板数。 ①最小回流比及操作回流比的计算：

由表3随温度的升高，α的值略有减小，但变化不大。取α的平均值：

α=<2.6+2.35）/2=2.475

y??x2.475x?1?(??1)x1?1.475x

采用饱和液体进料，q=1。于是xe=xF=0.590

yF?2.475xF2.475?0.590??0.7811?1.475xF1?1.475?0.590 xD?ye0.983?0.781??1.06ye?xe0.781?0.590

Rmin?取操作回流比为R=1.5Rmin=1.59 ②求操作线方程 精馏段操作线方程为

yn?1?xR1.590.983xn?D?xn?=0.61x?0.38R?1R?11.59?11.59?1

提馏段操作线通过<0.0235,0.0235）、<0.590,0.740）两点 于是得到提馏段操作线方程：y?1.26x+0.003 逐板法求理论板数：

?x2.475xyy?x??1?(??1)x解得1?1.475?x?(??1)y2.475?1.475y

相平衡方程

y?用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

y1?xD= 0.983 ，

x1?y1y1?y1??(1?y1)y1?2.475(1?y1)=0.959

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y2?0.61x1?0.38?0.965，

x2?y2?0.9182.475?1.475y2

y=0.61x+0.38x2?0.918??????y3?0.940；

y3?0.940??????x3?0.8057；

x?y2.475?1.475y交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据： n 1 2 3 4 5 6 7 xn 0.959 0.918 0.863 0.796 0.723 0.649 0.583 yn 0.983 0.965 0.94 0.906 0.866 0.821 0.776 因为x7=0.583

用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算

y8?1.26x7?0.003?0.738x8?y8?0.5322.475?1.475y8

交替应用相平衡线和精馏段操作线方程得到以下数据： n 8 9 10 11 12 13 14 15 16 x0.530.450.350.240.150.090.050.020.01n 2 5 5 8 7 2 2 9 6 y0.730.670.570.310.200.110.060.030.45 n 8 4 6 6 1 9 8 9 因为x16=0.016

故提馏段理论板 n=8<不包括塔釜）。总塔板数为14<不包括塔釜），第7块板为加料板。

<2）全塔效率的计算

查谭天恩《化工原理》P73 图10-1温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42℃，塔釜温度tW=109.95℃，全塔平均温度tm=95.18℃。

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查谭天恩《化工原理》附录黏度共线图，得到苯、甲苯在平均温度下的粘度

?A?0.25mPa?s?B?0.30mPa?s

（1-0.590）=0.27mPa?s平均粘度?m?0.25?0.590?0.30?

全塔效率ET=0.17-0.616lg?m=0.17-0.616lg0.27=0.52 <3）求实际板数 精馏段实际板数提馏段实际板数

Np2Np1=6=11.53N0.52，取p1=12

8=15.38NNN0.52，取p2=16。总塔板数数p=p1+

Np2==28

3.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

<1）平均压力Pm

塔顶操作压力P＝4+101.3=105.3 kPa 每层塔板压降按△P＝0.7 kPa

进料板压力PF＝105.3+0.7×12＝113.7 kPa

精馏段平均压力Pm＝<105.3+113.7）／2＝109.5 kPa <2）平均温度

查谭天恩《化工原理》P73 图10-1温度组成图得到，塔顶温度tD=80.42℃进料板温度tF＝89.96℃，于是精馏段平均温度tm=< 80.42+89.96）/2 = 85.19℃

<3）平均摩尔质量计算

塔顶：由y1=xD=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959

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MVD,m=0.983?78.1+（1-0.983)?92.1?78.34kg/kmolMLD,m=0.959?78.1+（1-0.959)?92.1?78.67kg/kmol

进料板：yF=0.740， xF=0.590

MVF,m=0.740?78.1+（1-0.740)?92.1?81.74kg/kmolMLF,m=0.590?78.1+（1-0.590)?92.1?83.84kg/kmol

精馏段：

ML,mMV,m=78.34+81.74）/2=80.04kg/kmol

=(78.67+83.84>/2=81.26kg/kmol

<4）平均密度 ①气相平均密度计算：

?V,m?PmMV,mRTm?109.5?80.04=2.943kg/m38.314??85.19+273.15?

②液相平均密度计算：将表5密度与温度的数据关联成直线得到ρ-t关系：

苯?A?912.13?1.1886t 塔顶：

?LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80.42=816.54kg/m3

?LD,B?892.8?1.03t?892.8?1.03?80.42=809.97kg/m31aAaB

?LD,m=?LD,A??LD,B?0.980.02???LD,m?816.41kg/m3816.54809.97

<式中aA、aB分别表示苯和甲苯的质量分数） 进料板：

?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?89.96=805.20kg/m3

?LF,B?892.8?1.03t?892.8?1.03?89.96=800.14kg/m310 / 24

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1?LF,m=aA?LF,A?aB?LF,B?0.550.45???LF,m?802.92kg/m3805.20800.14

精馏段：

?L,m?802.92?816.41?809.66kg/m32

(5> 液体平均表面张力计算

将表4纯液体的表面张力与温度的数据关联成直线得到： 苯?A?30.5?0.11t

?D,m??D,A?21.19mN/m,

?D,B?21.65mN/m

?A?B21.19?21.65??21.38mN/m?AxB??BxA21.19?0.41?21.65?0.59

?F,A?20.00mN/m进料板：tF=89.96℃，

?F,m?，

?F,B?20.60mN/m

?A?B20.00?20.60??20.01mN/m?AxB??BxA20.00?(1?0.983)?20.60?0.983

精馏段：

?m?20.01?21.38?20.70mN/m2

(6> 液体平均粘度计算

查谭天恩《化工原理》附录黏度共线图，tD=80.42℃下 塔顶：

?A?0.30mPa?s,?B?0.33mPa?s?LD,m?0.30?0.983+0.33?(1?0.983)?0.30mPa?s

进料板，tF=89.96℃下

?A?0.25mPa?s,?B?0.30mPa?s?LF,m?0.25?0.59+0.33?(1?0.59)?0.27mPa?s

精馏段液相平均粘度为

?L,m?0.27+0.30=0.285mPa?s2

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3.5精馏段的气液负荷计算

气相摩尔流率V??R?1?D?(1.59?1)?40.1?103.62kmol/h 气相体积流率

VS?V?MVm1023.62?80.04??0.783m3/s3600?vm3600?2.943

气相体积流率Vh=0.783×3600=2818.12m3/h 液相回流摩尔流率L?RD?1.59?40.01?63.62kmol/h

Ls?液相体积流率

LMLm63.62?81.26??0.001774m3/s3600?Lm3600?809.66

3液相体积流率Lh=0.001774×3600=6.385m/h

冷凝器的热负荷：

Q?Vr?103.62?78.34?(394?0.983?362?0.017)/3600?751.27kW

(式中r为苯-甲苯混合液汽化潜热，苯rA=394kJ/kg, 甲苯 rB=362kJ/kg>

4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1塔径的计算

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

表7 板间距与塔径关系

塔径DT，m 板间距HT，mm

0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600

<1）初选板间距HT?0.50m，取板上液层高度hL?0.06m，则

HT?hL?0.50?0.06?0.44m；

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<2）按Smith法求允许的空塔气速umax

?LS???Lm?0.001774?809.66??????????0.03760.783?2.943??VS???vm?

1212<2）查Smith通用关联图5-40<课本P158）得C20=0.1；依式

???C?C20???20?

0.2???C?C20???20?负荷因子

0.2?20.70??0.1????20?0.2?0.1007

泛点气速

umax?C?L??V809.66?2.943?0.1007??1.667m/s?V2.943<3）操作气速，取u=0.7umax=1.167m/s

D?4VS4?0.783??0.92m?u3.14?0.167

<4）精馏段塔径

圆整取D为1.0m,此时操作气速u=0.997m/s。 4.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算

<1）溢流装置

采用单溢流型的平顶弓形溢流阀、弓形降液管、平型受液盘。 ①溢流堰长Lw：单溢流取LW=<0.6～0.8）D，取LW=0.7D=0.7m

?L?how?0.00284E?h??Lw? ②出口堰高hW：hW?hL?hOW，

23由lW/D?0.7，E=1.03

于是，

Lh/lW2.5?6.385?15.570.72.5查图5-30<课本P151页）得

how?0.00284?1.03?(6.3852/3)?0.0128m?0.006m0.7

故hw?0.06?0.0128?0.0472m，取hW=0.05m

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③降液管的宽度Wd与降液管的面积Af：

由Lw/D?0.7查谭天恩《化工原理》下册P137图11-16，得

Wd/D?0.14，

Af/AT?0.09

AT??4故Wd?0.14D?0.14?1.0?0.14m，

Af?0.09AT?0.09?0.785?0.0707m2D2=0.785×12=0.785m2

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

??AfHTLs?0.0707?0.50?19.93s0.001774<大于5s，符合要求）

'uo即

④降液管底隙高度h0：取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s,

ho?Ls0.001774??0.0253m'Lw?uo0.7?0.1符合要求

(2> 塔板布置 ①塔板的分块

查课本P140表5-6，D在1000mm时，塔板分为3块。 ②边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws

取边缘区宽度Wc=0.06m安定区宽度Ws?0.075m

??R2x?22Aa?2?xR?x?sin?1?180R??③计算开孔区面积

式中

R?x?D1.0??Wd?Ws????0.14?0.075??0.28522

D1.0?WC??0.06?0.44m22

??×0.4420.285?22Aa?2??0.285?0.44?0.285?sin?1?0.464m2?1800.44??于是

<3）筛孔数n与开孔率?

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取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取

t/d0?3.03.0，故孔中心距t=3×5=15mm

1158?1031158?103n??Aa??0.464?2388(个)22t15.0筛孔数

?=每层塔板的开孔率

0.9070.907=2=0.1012（t/d0）3

A0???Aa?0.101?0.464?0.047m2每层板上的开孔面积

气体通过筛孔的气速为

uo?VS0.783??16.66m/sA00.464

<4）精馏段的塔高：Z1=

(1> 气体通过筛板压降的计算

①干板压降hc：依d0/??5/3?1.67，查课本图5-34得，C0=0.8由式

?u?????16.66??2.943?hc?0.051?0??V??0.051???????0.0804m?0.8??809.66??C0???L?

22②气体通过板上液层压降he：

ua?VSAT?2Af0.783?1.216m/s0.785?2?0.0707=

动能因子Fa?ua?V?1.216?2.943?2.086 由Fa查课本图5-35，得到β=0.56

he??(hw?how)??hL?0.56?0.06=0.0336m

气体通过筛板的压降hf=hc+he=0.0804+0.0336=0.114m 2雾沫夹带的验算

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un?VS0.783==1.096m/sAT?Af0.785?0.0707?6

3.25.7?10?unev???H?H?f?T????3.25.7?10?6?1.096????20.70?10?3?0.50?2.5?0.06??0.0106kg液/kg汽?0.1kg液/kg汽故不会发生过量雾沫夹带。

(3> 漏液的验算 由式

h??uom?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L/?V 0.004?4?20.70?10?3?0.0021m?Lgd0=809.66?9.81?0.005

得到

uom?4.4?0.8??0.0056?0.13?0.06?0.0021??809.662.943=6.206

K?筛板的稳定性系数液>。

<4> 液泛的验算

u016.66??2.68?1.52.0uom6.206(不会产生过量漏

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

Hd??HT?hw

??依式Hd?hf?hL?hd，而

hd?0.153?(Ls20.0017742)?0.153?()?0.00154mLw?h00.7?0.0253

Hd?hf?hL?hd?0.114?0.06?0.00154?0.17754m

取??0.5，则故

??HT?hw??0.5?0.50?0.05??0.275mHd???HT?hw?,不会发生液泛。

6精馏段塔板负荷性能图

(1> 雾沫夹带线

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雾沫夹带量

un?ev?5.7?10?un??H?H?f?T?6????

3.2式中

VsVs??1.4VsAt?Af0.785?0.0707

2/3????3600L?3sHf?2.5?hw?how??2.5?hw?2.84?10E?????Lw????2/3??3600L???3s??0.05?2.84?10?1.03????0.7???????0.125?2.179Ls2/3将Hf

?0.125?2.179Ls2/3 和HT=0.5代入雾沫夹带量公式中：

3.2?1.4Vs5.7?10?6?ev???20.70?0.5?0.125?2.179Ls2/3?Vs?1.69?9.82Ls2/3令eV=0.1得，

(a>

在操作范围内，任取几个Ls值，依式(a>计算出Vs值，计算结果列于表6。

表6 式

Ls 0.000571 0.001 0.003 0.005 0.004 0.007 /(m3/s> Vs 1.6224121 1.5918 1.486 1.4029 1.443 1.328 /(m3/s> 由上表数据即可作出雾沫夹带线①。 (2> 液泛线

由E=1.03,LW=0.7得：

2.84?3600Ls?how?E??1000?Lw?2/3?3600Ls??0.00284?1.03????0.7?2/3?0.872L2/3s

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222?u?????V????Vs???2.943?2hc?0.051?0??V??0.051??s??V??0.051????0.131Vs????0.8?0.047??809.66??C0???L??C0A0???L?he??(hw?how)=0.56×<0.05+0.872

/3L2s）=0.028+0.488

/3L2s

hf?hc?he?0.131Vs2?0.488L2/3s?0.028hd?0.153?(Ls2Ls)?0.153?()2?487.81L2sLw?h00.7?0.0253

hf?hw?how?hd代入φ

，取φ=0.5，而hw=0.05，

VS2?1.503?3723.74Ls2?10.38Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依式

表7式

Ls 0.000571 0.001 0.003 0.005 0.004 0.007 /(m3/s> Vs 1.1959698 1.1813 1.12 1.0519 1.087 0.967 /(m3/s> 由上表数据即可作出液泛线②。 <3）液相负荷上限线

Ls,max?HTAf??0.5?0.0707?0.00707m3/s5

据此可作出液相负荷上限线⑤ <4）漏液线

3hL=hw?how=0.05?0.872L2/s

漏液点气速：

uom?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L/?V 18 / 24

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2/3??4.4?0.8?0.0056?0.13?0.05?0.872LS???0.0021)809.662.943 根据

Vs,min?A0uom，整理得

Vs,min?0.075?0.851LS2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依式

表8式

Ls /(m3/s> Vs /(m3/s> 0.000571 0.0808572 0.001 0.08351 0.003 0.093 0.005 0.0999 0.004 0.096 0.007 0.106 由上表数据即可作出漏液线③。 (5> 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how＝0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.03

?3600Ls,min?hw?0.00284E??Lw??解得Ls,min?5.71?10?4m3s2/3?3600Ls,min??0.00284?1.03???0.7??（e）2/3?0.006,

根据式

操作液气比 Vs/Ls=0.783/0.001744=411.5

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过点<0,0）和<0.001774,0.783）两点，作出操作线⑥。其操作弹性为：

操作弹性=Vs,max/Vs,min=1.13/0.0812=13.92

根据以上各线方程，可作出精馏段塔的负荷性能图，如图所示。

2.5 Vs/(m3/s) 2 ⑤液相负荷下限线 1.5 1 P设计点（0.001774,0.783） 0.5 ③漏液线 0 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 Ls/(m3/s) 0.008 精馏段塔板负荷性能 提馏段的工艺计算过程与精馏段相同，计算结果列于汇总表中。

7设计结果一览表

工程 符号 20 / 24

单位 计算数据 精馏提馏个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途

各段平均压强 各段平均温度 气相 平均流量 液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 堰高 溢流装溢流堰置 宽度 底隙高度 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 Pm tm VS LS N HT Z D u Lw hw Wd ho hL do t n uo hP τ Hd eV 21 / 24

kPa ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 段 109.5 85.19 0.783 0.001774 12 0.5 5.5 1 0.997 单流型 弓形 0.7 0.044 0.14 0.0253 0.06 5.0 15 2388 0.131 16.66 0.7 19.93 0.17754 0.0106 液泛控制 漏液控制 段 119.3 99.96 0.748 0.00405 16 0.5 7.5 1 0.983 单流型 弓形 0.7 0.044 0.14 0.0579 0.06 5.0 15 2388 0.131 15.91 0.7 8.72 0.07754 0.0106 液泛控制 漏液控制 个人收集整理资料， 仅供交流学习， 勿作商业用途

气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性

VS·max VS·min m3/s m3/s 1.13 0.0812 13.92 92 1.13 0.0812 13.22 / 24

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