课程设计-苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计.docx

天津大学2011级本科生《化工原理》课程设计报告

《化工原理》课程设计报告

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

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姓名

合作者

指导教师

化工原理设计任务书
一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
二、设计任务
1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。
2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。 （设计任务量为3.5吨/小时）
三、操作条件
1.塔顶压强4kPa（表压）；
2.进料热状况，自选；
3.回流比，自选；
4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa；
5.单板压降不大于0.7kPa；
6. 设备型式：自选
7．厂址 天津地区
四、设计内容
1.精馏塔的物料衡算；
2.塔板数的确定；
3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算；
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5.塔板的主要工艺尺寸计算；
6.塔板的流体力学计算；
7.塔板负荷性能图；
8.精馏塔接管尺寸计算；
9.绘制生产工艺流程图；
10.绘制精馏塔设计条件图；
11.绘制塔板施工图；
12.对设计过程的评述和有关问题的讨论

五、基础数据
1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）

温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
2.组分的液相密度（kg/m3）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130

苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯
氯苯
式中的t为温度，℃。
3.组分的表面张力（mN/m）
温度，（℃）
80
85
110
115
120
131

苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
双组分混合液体的表面张力可按下式计算：
（为A、B组分的摩尔分率）
4.氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
（氯苯的临界温度：）
5.其他物性数据可查化工原理附录。

目录

一、 设计方案的确定及流程说明 5
二、 精馏塔的物料衡算 6
三、 塔板数的确定 6
四、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10
五、 塔径和塔高的初步计算 12
六、 溢流装置的计算 13
七、 塔板设计 14
八、 流体力学性能校核 15
九、 塔板负荷性能图 18
十、 板式塔结构与附属设备 23
十一、 附属设备设计 25
十二、 设计结果一览表 28
十三、 个人重新设计 29
十四、 设计评述 30
十五、 参考文献 30
十六、 符号说明 31
十七、 附图 32

一、 设计方案的确定及流程说明
1. 操作压力
蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2. 进料状况
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。
3. 加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4. 冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。本实验用循环水。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。
本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。

二、 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=78.11Kg/Kmol
氯苯的摩尔质量 MB=112.56Kg/Kmol
xF=
xD=
xw=
2. 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量
MF=0.702*78.11+(1-0.702)*112.56=88.38Kg/Kmol
MD=0.985*78.11+(1-0.985)*112.56=78.63Kg/Kmol
MW=0.00289*78.11+(1-0.00289)*112.56=112.46Kg/Kmol
3. 物料衡算
塔底产品量 W=2400/112.46=21.34Kmol/h
总物料衡算 F=D+W
苯物料衡算 F*0.702=0.985D+0.00289W
联立解得 F=74.06Kmol/h
D=52.72Kmol/h
物料衡算结果如表1所示：
表1 物料衡算结果

流量
组成（苯）

质量流量Kg/h
摩尔流量Kmol/h
质量分率
摩尔分率
进料
6545.4
74.06
0.62
0.702
塔顶
4145.3
52.72
0.98
0.985
塔底
2400
21.34
0.002
0.00289

三、 塔板数的确定
1. 理论板层数NT的求取
苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板数。
①由已知苯-氯苯物系的饱和蒸汽压数据计算苯-氯苯的气液相平衡数据，绘出x-y图。

表2 常压下苯-氯苯的气液相平衡数据
温度,℃
PA0 ,mmHg
PB0 ,mmHg
PA0 ,atm
PB0 ,atm
x
y
α= PA0/ PB0
80
760
148
1.000
0.195
1.000
1.000
5.135
90
1025
205
1.349
0.270
0.677
0.913
5.000
100
1350
293
1.776
0.386
0.442
0.785
4.608
110
1760
400
2.316
0.526
0.265
0.613
4.400
120
2250
543
2.961
0.714
0.127
0.376
4.144
130
2840
719
3.737
0.946
0.019
0.072
3.950
131.8
2900
760
3.816
1.000
0.000
0.000
3.816

计算过程举例： t=100℃
x=(P- PB0)/( PA0- PB0)=(760-293)/(1350-293)=0.442
y= PA0x/P=1350*0.442/760=0.785
α= PA0/ PB0=1350/293=4.608
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自点e(0.702,0.702)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：
yq=0.914 xq=0.702
故最小回流比为： Rmin=( xD- yq)/( yq- xq)=(0.985-0.914)/(0.914-0.702)=0.335
取操作回流比为： R=1.8Rmin=1.8*0.335=0.603
③求精馏塔的气液负荷
L= RD =0.603*52.72=31.79Kmol/h
V=（R+1）D=（1+0.603）*52.72=84.51 Kmol/h
L’= L+F =31.79+74.06=105.85Kmol/h
V’= V =84.51Kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程为:
y=(L/V)x+(D/V)xD=（31.79/84.51）x+（52.72/84.51）*0.985=0.376x+0.614
提馏段操作线方程为：
y’=(L’/V’)x’-(W/V’)xW=(105.85/84.51)x-(21.34/84.51)*0.00289=1.252x-0.0007
⑤图解法求理论板数
采用图解法求理论板数，如图1-1所示。求解结果为
总理论板层数 NT= 10 (包括再沸器)
进料板位置 NF=4

2. 实际板层数的求取
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质和流体的力学性质有关，反映了实际塔板上传质过程进行的程度。
(1) 温度
利用表2数据，由拉格朗日插值法可得：
①塔顶温度

②进料温度

③塔底温度

④精馏段平均温度
t1=（tD+ tF）/2=(89.19+80.5)/2=84.84℃
⑤提馏段平均温度
t1=（tW+ tF）/2=(89.19+131.5)/2=110.34℃
(2) 混合物的粘度计算
表3 不同温度下苯-氯苯的粘度
温度，℃
60
80
100
120
140
苯，mPas
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯，mPas
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274
液相平均粘度可用lgμLm=∑xilgμi
①塔顶液相平均粘度

由 lgμLDm=0.986*lg0.307+(1-0.986)*lg0.426
解得 μLDm=0.308mPas

②进料板液相平均粘度

由 lgμLFm=0.702*lg0.284+(1-0.702)*lg0.398
解得 μLFm=0.314mPas

③塔底液相平均粘度

由 lgμLWm=0.00286*lg0.196+(1-0.00286)*lg0.290
解得 μLFm=0.290mPas

④精馏段液相平均粘度
μLm=（0.308+0.314）/2=0.311 mPas
⑤提馏段液相平均粘度
μLm‘=（0.314+290）/2=0.302 mPas

(3) 实际塔板数
板效率可用ET=0.49(αμL)-0.245表示
①精馏段的相对挥发度和实际塔板数

则精馏段的塔板效率为 ET1=0.49(5.07*0.311)-0.245=0.438
则精馏段实际需要塔板数为 NP1=4/0.438=9.12≈10
②提馏段的相对挥发度和实际塔板数

则提馏段的塔板效率为 ET1=0.49(4.39*0.302)-0.245=0.457
则提馏段实际需要塔板数为 NP2=（10-4-1）/0.457=10.94≈11
③总塔板数和全塔效率
总塔板数 NP=NP1+NP2=10+11=21
全塔效率 ET=NT/NP=(10-1)/21=42.86%
加料板位置在第11快板

四、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1. 操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3Kpa
每层塔板压降 △P=0.7Kpa
进料板压力 PF=105.3+0.7*10=112.3Kpa
塔底操作压力 PW=105.3+21*0.7=120.0
精馏段平均操作压力 Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa
提馏段平均操作压力 Pm2=(105.3+120.0)/2=116.15Kpa
2. 密度
表4 不同温度下苯-氯苯温度
温度，℃
60
80
100
120
140
苯kg/m3
836.6
815
792.5
768.9
744.1
氯苯，kg/m3
1064
1042
1019
996.4
972.9
已知液相密度1/ρL=xA/ρA+ xB/ρB ,气相密度ρV=T0PM/22.4TP0
①精馏段
液相平均组成 , =0.835
气相平均组成 , =0.965
所以 ML1=78.11*0.835+112.56*(1-0.835)=83.79Kg/kmol
MV1=78.11*0.965+112.56*(1-0.965)=79.32Kg/kmol

因此

解得 =847.45Kg/m3
=2.90kg/m3
②提馏段
液相平均组成=0.265 (t=110℃,见表2)
气相平均组成=0.613 (t=110℃,见表2)
所以 =78.11*0.265+112.56*(1-0.265)=103.43Kg/Kmol
=78.11*0.613+112.56*(1-0.613)=91.44Kg/Kmol

因此

解得 =952.42Kg/m3
=3.34 Kg/m3

3. 混合液体表面张力
表5 不同温度下苯-氯苯表面张力
温度，℃
60
80
100
120
140
苯，mN/m
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
氯苯，mN/m
25.96
23.75
21.57
19.42
17.32
液体平均表面张力公式 σLm=∑xiσi表示
（1） 表面张力计算
① 塔顶液相表面张力计算
σLDm=0.986*21.21+(1-0.986)*23.69=21.24mN/m
② 进料板液相表面张力的计算

σLFm=0.702*20.16+(1-0.702)*22.75=20.93mN/m
③ 塔底液相表面张力计算

σLWm=0.00289*15.16+(1-0.0.00289)*18.21=18.20mN/m
④ 精馏段液相平均表面张力
=（21.24+20.93）/2=21.08 mN/m
⑤提馏段液相平均张力
=（18.20+20.93）/2=19.56 mN/m
（2） 气液相质量体积流量
①精馏段
液相质量流量 L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s
气相体积流量 V1=79.32*128.4=10184.69kg/h=2.8291kg/s
液相体积流量 LS1=L1/ρL1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s
气相体积流量 VS1=V1/ρV1=2.8291/2.90=0.9756 m3/s
②提馏段
液相质量流量 L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s
气相体积流量 V2=91.44*128.4=11740.90kg/h=3.2614kg/s
液相体积流量 LS2=L2/ρL2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s
气相体积流量 VS2=V2/ρV2=3.2614/3.34=0.9764 m3/s

五、 塔径和塔高的初步计算
1. 塔径的计算
① 精馏段
其中， U=（0.6-0.8）Umax Umax=C
取板间距 HT=0.45m hL=0.06m, HT – hL=0.39m
横坐标：0.5=0.5=0.02478
查史密斯关联表可得 C20=0.085
表6 史密斯关联表

C=C20(σL/20)0.2=0.085*(21.08/20)0.2=0.08590
umax=C =0.08590* =1.466m/s
u=0.7 umax=0.7*1.466=1.026m/s
D= ==1.10m
按标准塔径圆整后取D=1.20m
塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2
实际空塔气速u=Vs/AT==0.863m/s
② 提馏段
取板间距HT=0.45m, hL=0.06m, HT - hL=0.39m
横坐标：0.5=0.5=0.0832
查史密斯关联表可得 C20=0.080
C=C20(σL/20)0.2=0.080*(19.56/20)0.2=0.07964
umax=C =0.07964* =1.342m/s
u=0.7 umax=0.7*1.342=0.9397m/s
D= ==1.15m
按标准塔径圆整后取D=1.20m
塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2
实际空塔气速u=Vs/AT==0.864m/s
2. 有效塔高的的计算
精馏段有效高度为 Z1=(NP1-1)HT=(10-1)*0.45=4.05m
提馏段有效高度为 Z2=(NP2-1)HT=(11-1)*0.45=4.5m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m
所以精馏塔的有效高度为Z总= Z1+ Z2+0.6=9.15m

六、 溢流装置的计算
因为塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
1. 堰长LW
取LW=（0.6-0.8）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m
2. 堰高hw
采用平直堰，堰上液层高度how=0.00284E(Lh/LW)2/3,近似取E=1
① 精馏段
how1=0.00284*1*(0.001414*3600/0.84)2/3=0.009440
hw1=hL- how1=0.06-0.00944=0.0506m
② 提馏段
how2=0.00284*1*(0.004811*3600/0.84)2/3=0.0214
hw2=hL- how2=0.06-0.0214=0.0386m
3. 降液管
①弓形降液管的宽度和截面积
由LW/D=0.7,查图5-7[1]得：
Af/AT=0.083 Wd/D=0.151
故 Af=0.083 AT=0.083*1.131=0.0939m2
Wd=0.151D=0.151*1.2=0.1812m
验算降液管内停留时间
精馏段: θ===29.90s≥5s
提馏段： θ===8.79s≥5s
停留时间大于5s，所以降液管设计合理
② 降液管底隙高度h0
精馏段：取降液管底隙的流速u0=0.08m/s
h0===0.02104m
hw-h0=0.0506-0.02104=0.0296m≥0.006m 故合理
则hw’= hw=0.0506m
提馏段：取降液管底隙的流速u0=0.25m/s
h0===0.02291m
hw-h0=0.0386-0.02291=0.0296m≥0.006m 故合理
则hw’= hw=0.0386m

七、 塔板设计
1. 塔板布置
精馏段
①塔板分布
因为塔径D=1200mm≥800mm,故塔板采用分块式，查表5-3[1]得塔板分为3块。
②边缘区宽度确定
WS=WS’=0.065m, WC=0.035m
③开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下式计算，即
Aa=2(+
其中D/2-(Wd+WS)=0.6-(0.1812+0.065)=0.354m
r=D/2-WC=0.6-0.035=0.565m
故 Aa=2*(+=0.744m2
④ 筛孔计算及其排列
本系所处理的物系有腐蚀性，可选δ=2.5mm的不锈钢，取筛孔直径d0=6mm,筛板按正三角形排列，取孔中心距t：
t=2.5 d0=2.5*6=15mm
筛孔数目n：
n=1.155Aa/t2=1.155*0.744/0.0152=3819 个
开孔率：
Ф=A0/ Aa=0.907/(t/d0)2=0.1451
气体通过筛孔的气速为
u0=Vs/ A0=0.9756/(0.1451*0.744)=9.04m/s
提馏段：
将提馏段的WS,Ws’,WC以及δ和精馏段的取相同值，t/d=2.5,则：开孔数，开孔率，筛孔气速几乎相同。故省略此处计算过程。

八、 流体力学性能校核
1. 塔板压降
精馏段
①干板阻力hC的计算
干板阻力hC由下式计算，即
hC=0.051()
由 d0/δ=6/2.5=2.4, 查图5-10[1]得，c0=0.75
故 hC=0.051()=0.025mmHg
②气体通过液层阻力的计算
气体通过液层阻力由下式计算，即
= βhL
ua=VS/(AT - Af)= 0.9756/（1.131-0.0939）=0.941m/s
Fa= ua kg1/2/(s*m1/2)
查图5-11[1]，得β=0.59
故 = βhL=β(hW+hOW)=0.59*(0.0506+0.00944)=0.0354mmHg
③液体表面张力所造成的阻力hσ
液体表面张力所造成的阻力hσ可由下式计算，即：
hσ=0.00169mmHg
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hP=hC++ hσ=0.025+0.0354+0.00169=0.06209mmHg
气体通过每层塔板的压降为
△PP=hPρLg=0.0621*847.45*9.81=516.1Pa≤0.7Kpa(设计允许值)
提馏段
①干板阻力hC的计算
hC=0.051()=0.0260mmHg
②气体通过液层阻力的计算
气体通过液层阻力由下式计算，即
= βhL
ua=VS/(AT - Af)= 0.9764/（1.131-0.0939）=0.941m/s
Fa= ua kg1/2/(s*m1/2)
查图5-11[1]，得β=0.58
故 = βhL=β(hW+hOW)=0.58*(0.0386+0.00944)=0.0279mmHg
③液体表面张力所造成的阻力hσ
液体表面张力所造成的阻力hσ可由下式计算，即：
hσ=0.00140mmHg
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hP=hC++ hσ=0.026+0.0279+0.00140=0.0553mmHg
气体通过每层塔板的压降为
△PP=hPρLg=0.0553*952.42*9.81=516.3Pa≤0.7Kpa(设计允许值)
2. 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例中塔径和液面流量均不大，估可忽略液面落差的影响。
3. 液沫夹带
① 精馏段
液沫夹带量由下式计算，即：
eV===0.010kg液/kg气≤0.10kg液/kg气
① 精馏段
eV===0.011kg液/kg气≤0.10kg液/kg气
4. 漏液
对筛板塔，漏液点气速u0,min可按下式计算，即
u0,min=4.4C0
① 精馏段
u0,min=4.4*0.75 =6.10
实际空速u0=9.04m/s≥6.10m/s
稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.5≥1.5
故在本设计中无明显漏液
② 精馏段
u0,min=4.4*0.75 =6.10
实际空速u0=9.04m/s≥6.10m/s
稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.5≥1.5
故在本设计中无明显漏液
1. 液泛
① 精馏段
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即
Hd≤φ(HT+hW)
苯-氯苯物系属一般物系，取φ=0.5，则
φ(HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244
而 Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，hd可由下式计算，即
hd=0.153(uo’)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱
Hd=0.06209+0.06+0.001=0.123m
Hd≤φ(HT+hW)
故在本设计中不会发生液泛现象
② 精馏段
φ(HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244
hd=0.153(uo’)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱
Hd=0.0622+0.06+0.001=0.123m
Hd≤φ(HT+hW)
故在本设计中不会发生液泛现象

九、 塔板负荷性能图
1. 馏段
(1) 漏液线
由 u0,min=4.4C0
u0,min=Vs,min/A0
hL=hw+how
how=E()2/3
得 Vs,min=4.4C0A0
=4.4*0.75*0.108*
=6.09
在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表7
表7
LS,m3/s
0.0006
0.0015
0.0030 0.0048
VS,m3/s 0.6443 0.6609 0.6816 0.7016
由上表数据即可作出漏液线1。
(2) 液沫夹带线
以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如下：
由 eV=
ua===0.964VS
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
hw=0.0506
how=*1*()2/3=0.75
故 hf=0.126+1.875
HT - hf=0.324-1.875
eV==0.1
整理得
VS=2.16-12.47
在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表8

表8
LS,m3/s
0.0006
0.0015
0.0030 0.0048
VS,m3/s 2.0713 1.9966 1.9006 1.8052
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为液体最小负荷标准。由下式得
how=E()2/3=0.006
取E=1，则
LS,min=7.2*m3/s
据此可作出与气体流量无关的液相负荷下限线
(4) 液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管内停留时间的下限，由下式得
θ==4
故 LS,max===0.01056 m3/s
据此可作出与气体流量无关的液相负荷上限线4。
(5) 液泛线
令 Hd=φ(HT+hW)
由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC++ hσ; = βhL; hL=hw+how
联立得 φHT+(φ-β-1) hw=(β+1) how+ hC++ hσ
忽略hσ，将how与LS,hd与LS,hC与VS的关系式代入上式，并整理得
a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3
式中 a1=
b1=φHT+(φ-β-1)hW
c1=0.153/(h0)2
d1=2.84*E(1+β) ()2/3
将有关的数据代入得
a1===0.0266
b1=φHT+(φ-β-1)hW=0.5*0.45+（0.5-0.59-1）*0.0506=0.170
c1=0.153/(h0)2=0.153/(0.84*0.02104)2=489.8
d1=2.84*E(1+β) ()2/3=2.84**1*(1+0.59)(1.184
故 0.0266 VS2=0.170-489.8 LS2-1.184 LS2/3
或 VS2=6.39-18413 LS2-44.51 LS2/3
在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表9
表9
LS,m3/s
0.0006
0.0015
0.0030 0.0048
VS,m3/s 6.0007 5.7653 5.2984 4.6992
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图9-1所示。

由塔板负荷图可以看出：
①任务规定的气、液负荷下的操作点（设计点星号），处在适宜操作区的适宜位置。
②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液相负荷下限控制。
③按照固定的气液比，由上图查出塔板的气相负荷上限为
VS1max=1.98m3/s , VS1min=0.60 m3/s
提馏段的操作弹性为1.98/0.60=3.3

2. 提馏段
(1) 漏液线
由 u0,min=4.4C0
u0,min=Vs,min/A0
hL=hw+how
how=E()2/3
得 Vs,min=4.4C0A0
=4.4*0.75*0.108*
=6.02
在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表10
表10
LS,m3/s
0.0006
0.0015
0.0030 0.0048
VS,m3/s 0.5994 0.6168 0.6384 0.6592
由上表数据即可作出漏液线1。
(2) 液沫夹带线
以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如下：
由 eV=
ua===0.964VS
hf=2.5hL=2.5(hw+how)
hw=0.0386
how=*1*()2/3=0.75
故 hf=0.0965+1.875
HT - hf=0.3535-1.875
eV==0.1
整理得 VS=2.327-12.34
在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表11
表11
LS,m3/s
0.0006
0.0015
0.0030 0.0048
VS,m3/s 2.2392 2.1653 2.0703 1.9759
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
(3) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为液体最小负荷标准。由下式得
how=E()2/3=0.006
取E=1，则
LS,min=7.2*m3/s
据此可作出与气体流量无关的液相负荷下限线
(4) 液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管内停留时间的下限，由下式得
θ==4
故 LS,max===0.01056 m3/s
据此可作出与气体流量无关的液相负荷上限线4。
(5) 液泛线
令 Hd=φ(HT+hW)
由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC++ hσ; = βhL; hL=hw+how
联立得 φHT+(φ-β-1) hw=(β+1) how+ hC++ hσ
忽略hσ，将how与LS,hd与LS,hC与VS的关系式代入上式，并整理得
a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3
式中 a1=
b1=φHT+(φ-β-1)hW
c1=0.153/(h0)2
d1=2.84*E(1+β) ()2/3
将有关的数据代入得
a1===0.0273
b1=φHT+(φ-β-1)hW=0.5*0.45+（0.5-0.58-1）*0.0386=0.183
c1=0.153/(h0)2=0.153/(0.84*0.02291)2=413.1