1.设计题目： 年产5.4吨苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
设计目的： 通过对连续精馏筛板塔的设计，达到让学生了解该精馏塔的结构特点，并能根据工艺要求选择适当的类型，同时还能根据精馏的基本原理，选择合理流程和参数，确定精馏塔的基本尺寸，计算理论塔板数以及性能负荷图。
2. 设计任务：
1） 物料处理量：（4.0 + 0.1×y)万吨／年 y 学号后2位
2） 进料组成 ：35％ 苯，苯-甲苯常温混合溶液 （质量分率，下同） 分离要求：
塔顶产品组成苯 ≥96％ 塔底产品组成苯 ≤4 3）操作条件
塔顶操作压力 ：101.3 kPa 回流比：R=2Rmin 单板压降：0.7 kPa 泡点进料
4）工时：300天/年 24小时运行
3.设计方法和步骤
1)设计方案简介
根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。 2)主要设备工艺尺寸设计计算 （1）收集基础数据 （2）工艺流程的选择 （3）做全塔的物料衡算 （4）确定操作条件
（5）确定回流比
（6）理论板数与实际板数 （7）塔径计算及板间距确定 （8）堰及降液管的设计
（9）塔板布置及筛板塔的主要结构参数 （10）塔板的负荷性能图 （12）塔盘结构 （13）塔高 3) 设计结果汇总
4、设计评述 参考文献
图纸要求：用A2图纸绘制精馏塔工艺流程图和精馏塔工艺条件图各一张。
成绩依据：
设计说明书 （参考工作态度）
目录
化工原理课程设计任书……………………………………………… 一、序言
1、关于精馏概述……………………………………………………… 2、设计方案的选定及流程说明……………………………………… 3、基础数据的收集…………………………………………………… 二、设计计算
（一）精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率……………………………… 2、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔质量……………………………… 3、物料衡算……………………………………………………………… （二）塔板数N的计算
1、由苯-甲苯气液平衡数据 t-x-y和x-y相图…………………………… 2、求最小回流比Rmin及实际操作回流比R………………………………… 3、精馏塔的气液两相负荷（摩尔流率）……………………………… 4、精馏段、提馏段的操作线方程……………………………………… 5、逐板法或图解法求NT………………………………………………… 6、实际塔板数的确定…………………………………………………… （三）主体设备工艺尺寸的计算 1、有关操作条件及物性数据的计算
（1）操作压力计算………………………………………………………
（2）操作温度计算……………………………………………………… （7）精馏塔的气液两相负荷（体积流率）的计算…………………… （3）平均摩尔质量的计算……………………………………………… （4）平均密度的计算…………………………………………………… （5）液相平均表面张力的计算………………………………………… （6）液相平均粘度的计算……………………………………………… 2、精馏塔塔体工艺尺寸的计算………………………………………… （1）塔径的计算………………………………………………………… （2）溢流装置的计算…………………………………………………… （3）塔板布置…………………………………………………………… （4）塔高的计算………………………………………………………… （四）塔板性能负荷图
1、漏液线……………………………………………………………… 2、液沫夹带线………………………………………………………… 3、液量下限线 ………………………………………………………… 4、液量上限线………………………………………………………… 5、溢流液泛线……………………………………………………………… 三、个人评述…………………………………………………………… 参考文献………………………………………………………………
一、序言
1、关于精馏概述
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，精馏过程在能量剂驱动下，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-甲苯连续精馏筛板塔的设计，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，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
常用的精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自上而下穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在塔内进行逐级接触。填料塔内则装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传质的场所为填料的润湿表面。
苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、
有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。
甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯几乎不溶于水(0.52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带
固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以本工艺采用板式塔中的筛板塔。
2、设计方案的选用及流程说明
（1）、操作条件的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 1）、操作压力
蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压 分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用 常压精馏。
根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。塔顶操作压力 ：
101.3 kPa
2）、进料状态
蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。
所以这次采用的是泡点进料。 3）、加热方式
由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余
部分经产品冷却后送至储罐。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。 4）、回流比
回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。
苯—甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最
小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。R=2Rmin （2）、 确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。例如在蒸馏过程中如果能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多升蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 （2 ）、设计方案的选用
1)精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内苯和甲苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2)操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和甲苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。
3)塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和甲苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4)加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。采用高位槽进料，使得操作稳定性提高。
5)采用低压饱和水蒸汽加热。
6)再沸器，冷凝器等附属设备的安排：采用立式热虹吸再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用低压饱和蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐，冷却液选用原料液，可节约冷却介质。
板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。
按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。下图是板式塔的简略图 。
图1.板式精馏塔 （3）、流程说明
精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响 。
塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。
图2、连续精馏操作流程图
3、基础数据的收集
表1、苯和甲苯的物理性质
项目 分子式 分子量M 沸点（℃） 临界温度 𝑡𝑐 （℃） 临界压强𝑝𝑐（kPa）
苯A 𝐶6𝐻5 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯B 𝐶6𝐻5−𝐶𝐻3 92.13 110.6 318.57 4107.7
表2、苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度℃ 80.1 85 90 95 100 105 110.6
0𝑃𝐴,𝑘𝑃𝑎 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 0𝑃𝐵,𝑘𝑃𝑎 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 240.0
表3、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，mN/m 21.7 20.6 19.5 18.4 17.3
表4、组分的液相密度
温度℃ 80 90 100 110 120 苯，kg/m 814 805 791 778 763 甲苯，kg/m 809 801 791 780 768
表5、液体的粘度𝜇𝐿
温度℃ 80 90 100 110 120 苯，m𝑃𝑎.𝑠 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯，m𝑃𝑎.𝑠 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228
表 6、常压下苯——甲苯的气液平衡数据
温度℃ 液相中苯的摩尔分率x 气相中苯的摩尔分率 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0
二、设计计算
（一）、精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率
苯的摩尔质量𝑀𝐴=78.11 kg/kmoL 甲苯的摩尔质量𝑀𝐵=92.13 kg/kmoL 原料苯的质量分数为35%
35⁄78.11
𝑋𝐹==38.8%
35⁄78.11+65⁄92..130.96⁄78.11
𝑋𝐷==96.6%
0.96⁄78.11+0.04⁄92.130.04⁄78.11
𝑋𝑊=4.68%
0.04⁄78.11+0.96⁄92.13
2.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔质量
𝑀𝐹=38.8%×78.11+92.13×(1−38.8%)=86.69 kg/kmoL 𝑀𝐷=96.6%×78.11+92.13×(1−96.6%)=78.59 kg/kmoL 𝑀𝑊=4.68%×78.11+92.13×(1−4.68%)=91.47 kg/kmoL 3、物料衡算
苯的年产量：5.4×107 kg
5.4×107
=7500kg/h
300×24F=
由总物料衡算： D + W = F
易挥发组分物料衡算：F𝑋𝐹 = 𝐷𝑋𝐷 + 𝑊𝑋𝑊
𝐷+𝑊=86.52
得 {
86.52×38.8%=96.6%𝐷+4.68%𝑊
750086.69
=86.52 kmoL/h
故
W = 54.40 kmoL/h D = 32.12 kmoL/h
（二）、塔板数N的计算
1、由 苯-甲苯气液平衡数据 t-x-y和x-y相图
110.01105.01100.0195.0190.0185.0180.01020406080100系列1系列2 图3、苯-甲苯气液平衡t-x-y图
1009080706050403020100020406080100系列1 图4、苯-甲苯气液平衡x-y图
2、最小回流比Rmin及实际操作回流比R
(1)、相对挥发度
苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.6℃ 当温度为80.1℃时，
0lg𝑃𝐴=6.023−0lg𝑃𝐵=6.078−
1206.3580.1+220.241343.9480.1+219.58
=2.006 1.593
0
𝑃𝐴=101.39 kPa 0𝑃𝐵=39.17 𝑘Pa
当温度为110.6℃时，
0
lg𝑃𝐴
1206.35
=6.023−2.377
110.6+220.241343.94
=6.078−2.008
110.6+219.580𝑃𝐴=238.23 kPa 0𝑃𝐵=101.86 kPa
0
lg𝑃𝐵
101.39α1==2.600
39.17238.23α2==2.339
101.86α=√α1α2=√2.600×2.339=2.47
（2）、最小回流比的求取
当泡点进料时q=1,故𝑥𝑞=𝑥𝐹=0.388 进料方程：y=
𝑞𝑞−1
𝑥−
𝑥𝐹
气液平衡方程:y𝑞=
𝑞−1αx𝑞
=
2.47×0.3881+(2.47−1)×0.388
1+(α−1)𝑥𝑞𝑥𝐷−𝑦𝑞𝑦𝑞−𝑥𝑞
=0.610
故最小回流比𝑅𝑚𝑖𝑛=
=
0.966−0.6100.610−0.388
=1.60
回流比为最小回流比的2倍，即
𝑅=2𝑅𝑚𝑖𝑛=3.20
3、精馏塔的气液两相负荷（摩尔流率） L=RD=3.20×32.12=102.78 kmoL/h
V=(1+R)D=（1+3.20）×32.12=134.90 kmoL/h L'=L+qF=102.78+86.52=189.3 kmoL/h V'=V=134.90 kmoL/h
4、精馏段、提馏段的操作线方程 精馏段操作线方程: 𝑦𝑛+1
𝑅𝑥𝐷3.200.966=𝑥𝑛+=𝑥𝑛+=0.762𝑥+0.23 1+𝑅1+𝑅1+3.201+3.20提馏段操作线方程:
𝑦𝑚+1
𝐿+𝑞𝐹𝑤𝑥𝑊=𝑥𝑚−𝐿+𝑞𝐹−𝑊𝐿+𝑞𝐹−𝑊102.78+86.5246.34×0.0468
=𝑥𝑤−102.78+86.52−54.40102.78+86.52−54.40=1.403𝑥−0.016
两操作线交点横坐标为:
(𝑅+1)𝑥𝐹+(𝑞−1)𝑥𝐷(3.20+1)×0.388𝑥𝑓===0.388
𝑅+𝑞3.20+15、逐板法求NT 理论板计算过程如下： 气液平衡方程:
𝛼𝑥2.47𝑥2.47𝑥
y=== 1+(𝛼−1)𝑥1+(2.47−1)𝑥1+1.47𝑥即 x=
𝑦2.47−1.47𝑦
由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推 相平衡 𝑦1=𝑥𝐷=0.966 𝑥1=0.920 𝑦2=0.931 𝑥2=0.845 𝑦3=0.874 𝑥3=0.737
相平衡 相平衡 相平衡 𝑦4=0.792 𝑥4=0.606
相平衡 𝑦5=0.692 𝑥5=0.476
𝑦6=0.593 𝑥6=0.371＜𝑥𝐹=0.388
相平衡 相平衡 𝑦7=0.505 𝑥7=0.292 𝑦8=0.394 𝑥8=0.208 𝑦9=0.276 𝑥9=0.134 𝑦10=0.172 𝑥10=0.076
相平衡 相平衡 相平衡 相平衡 𝑦11=0.091 𝑥11=0.039<𝑥𝑤=0.0468
总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为
进料板。
6、实际塔板数的确定 （1）、全塔效率
𝛼𝑥𝐷2.47×0.966
𝑦𝐷===0.986
1+(𝛼−1)𝑥𝐷1+(2.47−1)×0.966𝛼𝑥𝐹2.47×0.388
𝑦𝐹===0.610
1+(𝛼−1)𝑥𝐹1+(2.47−1)×0.388𝛼𝑥𝑤2.47×0.0468
𝑦𝑤===0.108
1+(𝛼−1)𝑥𝑤1+(2.47−1)×0.0468由𝑦𝐷,𝑦𝑤从图3中查得： 当𝑥𝐷=0.966 时， 𝑡D=
85−80.10.78−1
×(0.966−0.78)+85=80.86 ℃
当𝑥𝐹=0.388 时，
100−95
𝑡F=×(0.388−0.258)+100=95.78℃
0.258−0.412当𝑥𝑤=0.0468 时，
110.6−105𝑡𝑤=×(0.0468−0)+110.6=108.58 ℃
0−0.130𝑡D+𝑡W80.86+108.58𝑡𝑚===94.72℃
22在液体黏度共线图中查得此温度下苯、甲苯的黏度分别为 𝜇𝐴= 𝜇𝐵=
0.279−0.255100−900.286−0.264100−90
×(94.72−90)+0.255 =0.267m𝑃𝑎.𝑠 ×(94.72−90)+0.264=0.274m𝑃𝑎.𝑠
𝜇𝑚=𝑥𝐹𝜇𝐴+(1−𝑥𝐹)𝜇𝐵=0.388×0.267+(1−0.388)×0.274
=0.271 m𝑃𝑎.𝑠
𝐸𝑇=0.17−0.6161lg𝜇𝑚=0.17-0.6161×lg0.271=0.52 (2)、实际塔板数 精馏段：𝑁1=
提馏段：𝑁2=
50.5260.52
=9.62≈10块
=11.53≈12 块
（三）、主体设备工艺尺寸的计算
1、有关操作条件及物性数据的计算
（1）、操作压力计算
塔顶操作压力𝑃𝐷=101.3 kPa , 每层塔板压降∆P=0.7 kPa 则进料板压强P𝐹=101.3+10×0.7=108.3 𝑘𝑃𝑎 塔底压强 𝑃𝑊=101.3+22×0.7=116.7 kPa 则精馏段平均操作压强𝑃𝑚1=提馏段平均操作压强𝑃𝑚2=（2）、操作温度计算 精馏段平均温度:𝑡𝑚1= 提馏段平均温度：𝑡𝑚2=
𝑡𝐷+𝑡𝐹2𝑡𝑤+𝑡𝐹2
101.3+108.3
2108.3+116.7
2
=104.8 𝑘Pa =112.5 𝑘Pa
==
80.86+95.78
22
=88.32 ℃ =102.18℃
108.58+95.78
⑶ 平均摩尔质量的计算 1）、塔顶平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，𝑦1=𝑥𝐷=0.966, 𝑥1=0.920 𝑀𝑉𝐷𝑀=0.966×78.11+(1−0.966)×92.13=78.59 kg/moL 𝑀𝐿𝐷𝑀=0.920×78.11+(1−0.920)×92.13=79.23 kg/moL 2）、进料板平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知，𝑦𝐹=0.610,𝑥𝐹=0.388
𝑀𝑉𝐹𝑀=0.610×78.11+(1−0.610)×92.13=83.58 kg/moL 𝑀𝐿𝐹𝑀=0.388×78.11+(1−0.388)×92.13=86.69 kg/moL 3）、塔底平均摩尔质量的计算
由理论板的计算过程可知, 𝑦𝑤=0.108, 𝑥𝑤=0.0468
𝑀𝑉𝑊𝑀=0.108×78.11+(1−0.108)×92.13=90.62 kg/moL 𝑀𝐿𝑊𝑀=0.0468×78.11+(1−0.0468)×92.13=91.47 kg/moL
精馏段的平均摩尔质量
𝑀𝑉𝑀𝑀𝐿𝑀
78.59+83.58
==81.09kg/moL
279.23+86.69==82.96 kg/moL
2提馏段的平均摩尔质量
′M𝑉𝑀
83.58+90.62==87.10 kg/moL
286.69+91.47==89.08 kg/moL
2′M𝐿𝑀
⑷、平均密度的计算 1）、气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，精馏段的平均气相密度即
𝜌𝑉𝑚
𝑃𝑚1𝑀𝑉𝑀104.8×81.09
===2.83 kg/𝑚3
𝑅𝑇𝑚18.314×(273.15+88.32)提馏段的平均气相密度
′
𝜌𝑉𝑚
′
𝑃𝑚2𝑀𝑉𝑀112.5×87.10===3.14 kg/𝑚3
𝑅𝑇𝑚28.314×(273.15+102.18)2)、液相平均密度计算 塔顶
𝛼𝐴⁄78.11
𝑥𝐷==0.966
𝛼𝐴⁄78.11+(1−𝛼𝐴)⁄92.13解得 𝛼𝐴=95.85%
𝛼𝐵=1−𝛼𝐴=1−95.85%=4.15%
已知塔顶温度为80.86℃，根据不同温度与密度的关系图利用数值插值法求解在该温度下苯-甲苯的液相密度
ρ𝐿𝐴ρ𝐿𝐵
814−805=×(90−80.86)+805=813.23 kg/𝑚3
90−80809−801=×(90−80.86)+801=808.31 kg/𝑚3
90−801𝜌𝐿𝑀𝐷
0.95850.0415=+ 813.23808.31𝜌𝐿𝑀𝐷=813.02 kg/𝑚3
2)、进料板
由进料板液相组成𝑥𝐹=0.388 𝛼𝐴=
0.388×78.11
0.388×78.11+(1−0.388)×92.13
=0.350
𝛼𝐵=1−𝛼𝐴=1−0.350=0.650
已知进料温度为95.78℃，同理用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。
𝜌𝐿𝐴
805−791=×(100−95.78)+791=796.91 kg/𝑚3 100−90𝜌𝐿𝐵
801−791=×(100−95.78)+791=795.22 kg/𝑚3 100−901𝜌𝐿𝑀𝐹
0.3500.650=+ 796.91795.22𝜌𝐿𝑀𝐹=795.81 kg/𝑚3
3)、塔底
由塔底液相组成𝑥𝑤=0.0468
0.0468×78.11
𝛼𝐴==0.040
0.0468×78.11+(1−0.0468)×92.13 𝛼𝐵=1−𝛼𝐴=1−0.40=0.60
已知塔底温度为108.58℃，利用数值插值法求解该温度下苯和甲苯的液相密度。
𝜌𝐿𝐴𝜌𝐿𝐵
791−778=×(110−108.58)+778=779.85kg/𝑚3 110−100791−780=×(110−108.58)+780=781.56kg/𝑚3 110−1001𝜌𝐿𝑀𝑊
0.4000.600=+ 779.85781.56𝜌𝐿𝑀𝑊=780.88 kg/𝑚3
故精馏段平均液相密度
𝜌𝐿𝑀1
813.02+795.81==804.42 kg/𝑚3
2提馏段的平均液相密度
𝜌𝐿𝑀2
795.81+780.88==788.35 kg/𝑚3
2（5）液相平均表面张力的计算
利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的表面张力的关系计算特定温度下的表面张力。 1）、塔顶
塔顶温度为80.86℃
21.2−20
𝜎𝐴=×(90−80.86)+20=21.10 mN/m
90−8021.7−20.6
𝜎𝐵=×(90−80.86)+20.6=21.61 mN/m
90−80𝜎𝑚𝐷=0.966×21.10+(1−0.966)×21.61=21.12mN/m 2)、进料 进料温度为95.78℃
20−18.8𝜎𝐴=×(100−95.78)+18.8=19.31 mN/m
100−9020.6−19.5𝜎𝐵=×(100−95.78)+19.5=19.96 mN/m
100−90𝜎𝑚𝐹=0.388×19.31+(1−0.388)×19.96=19.71mN/m 3)、塔底
塔底温度为108.58℃
18.8−17.5𝜎𝐴=×(110−108.58)+17.5=17.68mN/m
110−10019.5−18.4𝜎𝐵=×(110−108.58)+18.4=18.56 mN/m
110−100𝜎𝑚𝑊=0.0468×17.68+(1−0.0468)×18.56=18.52 mN/m 则精馏段的平均表面张力为：
𝜎𝑚1
21.12+19.71==20.42mN/m
2提馏段的平均表面张力为
𝜎𝑚2
19.71+18.52==19.12 mN/m
2（6）液相平均粘度的计算
利用数值插值法根据温度与苯和甲苯的黏度的关系计算特定温度下的液体粘度。 1）、塔顶 塔顶温度为80.86℃ 𝜇𝐿𝐴𝜇𝐿𝐵
0.308−0.279
=×(90−80.86)+0.279=0.306 m𝑃𝑎.𝑠 90−800.311−0.286=×(90−80.86)+0.286=0.308 m𝑃𝑎.𝑠
90−80𝜇𝐿𝐷=0.966×0.306+(1−0.966)×0.308=0.306 m𝑃𝑎.𝑠 2)、进料 进料温度为95.78℃ 𝜇𝐿𝐴𝜇𝐿𝐵
0.279−0.255=×(100−95.78)+0.255=0.265 m𝑃𝑎.𝑠 100−900.286−0.264=×(100−95.78)+0.264=0.273 m𝑃𝑎.𝑠
100−90𝜇𝐿𝐹=0.388×0.265+(1−0.388)×0.273=0.270 m𝑃𝑎.𝑠 3)、塔底
塔底温度为108.58℃ 𝜇𝐿𝐴 𝜇𝐿𝐵
0.255−0.233=×(110−108.58)+0.233=0.236 m𝑃𝑎.𝑠
110−1000.264−0.254=×(110−108.58)+0.254=0.255 m𝑃𝑎.𝑠 110−100𝜇𝐿𝑊=0.0468×0.236+(1−0.0468)×0.255=0.254 m𝑃𝑎.𝑠 则精馏段的平均液相黏度为
𝜇𝐿𝑚1
0.306+0.270
==0.288 m𝑃𝑎.𝑠 2提馏段的平均液相黏度为
𝜇𝐿𝑚2
（7）、精馏塔的气液两相负荷（体积流率）的计算
0.270+0.254==0.262 m𝑃𝑎.𝑠 21）、精馏段的气液负荷计算
V=(R+1)D=(3.20+1)×32.12=134.90 kmoL/h
𝑉𝑀𝑉𝑀1134.90×81.09
𝑉==1.07 m3/𝑠 𝑠=3600×𝜌𝑉𝑀13600×2.83L=RD=3.20×32.12=102.78 kmoL/h
𝐿𝑀𝐿𝑀1102.78×82.96 𝐿𝑠===2.94×10−3 m3/𝑠
3600𝜌𝐿𝑀13600×804.42 𝐿ℎ=2.94×10−3×3600=10.584 m3/ℎ
2）、提馏段的气液负荷计算
𝐿′=𝐿+𝑞𝐹=102.78+86.52=189.3 kmoL/h
′
𝐿𝑀𝐿𝑀2189.3×89.08′
𝐿𝑠===5.94×10−3 m3/𝑠
3600𝜌𝐿𝑀23600×788.35𝐿′ℎ=17.86 𝑚3/ℎ
𝑉′=𝑉+(𝑞−1)𝐹=134.90 kmoL/h
′
𝑉𝑠
=
𝑉′𝑀𝑉𝑀23600𝜌𝑉𝑀2
=
134.90×87.103600×3.14
=1.039 m3/𝑠 2、精馏塔塔体工艺尺寸的计算
（1）、塔径的计算 1）、精馏段塔径
初板间距H𝑇=0.45 m，，取板上的液层高度h𝐿=0.06 m 则 H𝑇−h𝐿=0.45−0.06=0.39 m
图5 史密斯关联图
𝐿𝑠𝜌𝐿𝑀11⁄2.94×10−3804.421⁄
()2=×()2=0.0463 𝑉1.072.83𝑠𝜌𝑉𝑚
查史密斯关联图得𝐶20=0.082,依式C=𝐶20()0.2校正到物质表面
20𝜎
张力为20.42 mN/m时的C,即
20.420.2
C=0.082×()=0.0823
20𝜇𝑚𝑎𝑥
𝜌𝐿𝑀1−𝜌𝑉𝑚804.42−2.83
√=𝐶√=0.0823×=1.385 𝑚/𝑠
𝜌𝑉𝑚2.83取安全系数为0.7(𝜇=0.6~0 .8𝜇𝑚𝑎𝑥),则
𝜇=0.7𝜇𝑚𝑎𝑥=0.7×1.385=0.970𝑚/𝑠
则D=√
4𝑉𝑠𝜋𝜇
=√
4×1.07𝜋×0.970
=1.185 𝑚
按标准，塔径圆整为1.2 m
塔横截面积 𝐴𝑇=𝜋𝐷2=×𝜋×(1.2)2=1.13 𝑚2
4
4
′
空塔气速𝜇1=
𝑉𝑠 𝐴𝑇
1
1
=
1.071.13
=0.947 𝑚/𝑠
2)、提馏段塔径
初板间距H𝑇=0.45 m，，取板上的液层高度h𝐿=0.06 m 则 H𝑇−h𝐿=0.45−0.06=0.39 m
𝐿′𝑠𝜌𝐿𝑀21⁄5.94×10−3788.351⁄
(′)2=×()2=0.0906 ′ 𝑉1.0393.14𝑠𝜌𝑉𝑚
查史密斯关联图得𝐶20=0.079,依式C=𝐶20()0.2校正到物质表面
20𝜎
张力为19.12 mN/m时的C,即
19.120.2
C=0.079×()=0.0783
20μ′𝑚𝑎𝑥
′
𝜌𝐿𝑀2−𝜌𝑉𝑚788.35−3.14=𝐶√=0.0783×√=1.238 𝑚/𝑠 ′𝜌𝑉𝑚3.14取安全系数为0.7(𝜇′=0.6~0.8μ′𝑚𝑎𝑥),则
𝜇′=0.7μ′𝑚𝑎𝑥=0.7×1.238=0.8666 𝑚/𝑠
′4 𝑉4×1.039𝑠′√D=√′==1.236 𝑚
𝜋𝜇𝜋×0.8666按标准，塔径圆整为1.3 m
塔横截面积A′𝑇=𝜋𝐷′=×𝜋×(1.3)2=1.33 𝑚2
4
4
1
2
1
空塔气速μ′2
=
𝑉𝑠′A′𝑇
=
1.0391.3
=0.799 𝑚/𝑠
（2）溢流装置的计算
采用单溢流、弓形降液槽、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各项计算如下 1)、溢流堰长𝑙𝑤 取堰长𝑙𝑤为0.7D，即
𝑙𝑤=0.7×1.3=0.91 𝑚
2)、出塔堰高ℎ𝑤
ℎ𝑤=ℎ𝐿−ℎ𝑜𝑤
①精馏段
由
𝑙𝑤2.5Lℎ
=
10.5840.912.5
=13.398 𝑚,
𝑙𝑤𝐷
=0.7, 查表得液流收缩系数E=1.028
2⁄
3
ℎ𝑜𝑤=2.84×10−3𝐸(𝐿ℎ⁄𝑙𝑤)(
10.5842⁄
)30.91
=2.84×10−3×1.028×
=0.0150 𝑚
则ℎ𝑤=0.06−0.0150=0.045𝑚 ②提馏段
′ℎ𝑜𝑤
=2.84×10
−3
2
𝐸(𝐿′ℎ⁄𝑙𝑤)⁄3
=2.84×10
−3
17.862⁄
×1.028×()3
0.91=0.021 𝑚
′则ℎ𝑤=0.06−0.021=0.039 𝑚
3）、降液管的宽度W𝑑与降液管的面积 由
𝑙𝑤𝐷
=0.7查表得
W𝑑𝐷
=0.15，
A𝑓𝐴𝑇
=0.08
则W𝑑=1.3×0.15=0.195 𝑚
A𝑓=1.33×0.08=0.106 𝑚
由式 τ=即:
精馏段 τ=提馏段 τ=
A𝑓𝐻𝑇𝐿𝑠
A𝑓𝐻𝑇𝐿′𝑠
A𝑓𝐻𝑇𝐿𝑠
计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，
==
0.106×0.452.94×10−30.106×0.455.94×10−3
=16.22 𝑠>5 𝑠(符合要求) =8.03 𝑠 >5 𝑠(符合要求)
4)、降液管底隙高度ℎ0
取液体通过降液管底隙的流速μ0=0.25 𝑚/𝑠 (0.07~0.25 𝑚/𝑠)
μ0=
精馏段 ℎ0=
′
提馏段ℎ0
′
𝐿𝑠𝑙𝑤ℎ0𝐿𝑠
′𝑙𝑤 μ0
′
则ℎ0==
2.94×10−30.91×0.25
𝐿𝑠
′𝑙𝑤 μ0
=0.0129𝑚 < ℎ𝑤=0.045 𝑚
=
𝐿′𝑠𝑙𝑤 μ0
′
=
5.94×10−30.91×0.25
′
=0.0261 𝑚<ℎ𝑤=0.039 𝑚
(3)、塔板布置 1)、塔板的分块
因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为4块。
2）、边缘区宽度W𝑐
取边缘区宽度W𝑐=0.04 𝑚 (0.03~0.05 𝑚) 3）、安定区宽度W𝑠
安定区宽度W𝑠=0.070 𝑚 (0.060~0.075 𝑚) 4）开孔区面积的计算 依式计算出开孔区面积
𝐴𝑎=
2(𝑥√𝑟2
−𝑥2
𝜋2−1𝑥+𝑟𝑠𝑖𝑛) 180𝑟𝐷1.3
r=−𝑊−0.04=0.61 𝑚 𝑐=22𝐷1.3
𝑥=−𝑊−0.070−0.195=0.385 𝑚 𝑠−𝑊𝑑=22𝐴𝑎=2(0.385×√0.612−0.3852+
=0.883𝑚2
5）、开孔数n与开孔率∅
取筛孔的孔径𝑑0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm，取t⁄𝑑=3.0，故孔中心距t=3.0×5.0=15.0 mm 0
依式计算塔板上的开孔区的开孔数n，即
1.1581.158n=2𝐴𝑎=×1.005=5172 个 −32𝑡(15.0×10)依式计算塔板上开孔率∅，即
0.883∅==9.81% 2=15.0×10−32(⁄5×10−3)（𝑡⁄𝑑）
0则每层板上的开孔面积𝐴0=∅𝐴𝑎=9.81%×0.883=0.087 𝑚2 气体通过筛孔的气速为 精馏段 𝜇0=提馏段 μ′0
（4）塔高的计算
=
𝑉𝑠𝐴0 𝑉𝑠′𝐴0
𝜋0.3852−1
×0.61𝑠𝑖𝑛)1800.61𝐴𝑎
==
1.070.0871.0390.087
=12.30 𝑚/𝑠 =11.94𝑚/𝑠
′
H=𝐻𝐷+(𝑁−2−𝑆)𝐻𝑇+𝑆𝐻𝑇+𝐻𝐹+𝐻𝐵
（四）塔板性能负荷图
精馏段： 1、漏液线
d
由0⁄𝛿=5⁄3=1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C0=0.772
𝑢0,𝑚𝑖𝑛
𝑉𝑠==4.4𝐶0√(0.0056+0.13ℎ𝐿−ℎ𝜎)𝜌𝐿𝑀1⁄𝜌𝑉𝑀 𝐴0
ℎ𝐿=ℎ𝑤+ℎ𝑜𝑤
4𝜎4×20.42
ℎ𝜎===0.0021
𝜌𝐿𝑀1𝑔𝑑0804.42×9.81×5𝑢0,𝑚𝑖𝑛
𝑉𝑠==4.4𝐶0√(0.0056+0.13ℎ𝐿−ℎ𝜎)𝜌𝐿𝑀1⁄𝜌𝑉𝑀𝐴0
=4.4×0.772
3600𝐿𝑠
√−3×(0.0056+0.13×(ℎ𝑤+2.84×10𝐸()0.91𝑉s,min=√0.232+2.36𝐿𝑠
2⁄3
2⁄3
)−0.0021)×804.42⁄2.83
在操作范围内，任取几个L𝑠值，依上式计算V𝑠值，计算结果列于表7 L𝑠(𝑚3/s) V𝑠(𝑚3/s) 0.001 0.506 0.002 0.519 0.003 0.530 0.004 0.540 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=
5.7×10−3
𝜎𝐿
.[
𝑢𝛼
𝐻𝑇−ℎ𝑓
]
3.2
ℎ𝑤=0.045 𝑚
3600𝐿𝑠
ℎ𝑓=2.5[ℎ𝑤+2.84×10𝐸()
0.91−3
2⁄3
]=0.1125+1.825𝐿𝑠
2⁄3
𝑢𝛼=
𝑉𝑠𝐴𝑇−𝐴𝑓
=
𝑉𝑠0.95−0.106
=1.185𝑉𝑠
联立以上几式，整理得
𝑉𝑠=1.79−9.677𝐿𝑠
2⁄
3
在操作范围内，任取几个L𝑠值，依上式计算V𝑠值，计算结果列于表8 L𝑠(𝑚3/s) V𝑠(𝑚3/s) 0.001 1.693 0.002 1.636 0.003 1.589 0.004 1.546 由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液量下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准
ℎ𝑜𝑤
3600𝐿𝑠,𝑚𝑖𝑛
=2.84×10𝐸()𝑙𝑤
−3
2⁄3
𝐿𝑠,𝑚𝑖𝑛=0.745×10−3 𝑚3/𝑠
据此可作出与气体流量无关的垂直液量下限线3
（4）、液量上限线
以4s作为液体在降液管中停留时间的下限
AfHTLS4
𝐿𝑠,𝑚𝑎𝑥
0.106×0.45==1.19×10−2𝑚3/𝑠
4据此可作出与气体流量无关的垂直液量上限线4
(5)、溢流液泛线
令𝐻𝑑=∅(𝐻𝑇+ℎ𝑤)
由𝐻𝑑=ℎ𝑝+ℎ𝐿+ℎ𝑑=ℎ𝑐+ℎ𝑙+ℎ𝜎+ℎ𝐿+ℎ𝑑
ℎ𝑙=𝛽ℎ𝐿 ℎ𝐿=ℎ𝑤+ℎ𝑜𝑤
2𝑉𝜌𝑉𝑀𝑠
ℎ𝑐=0.051()()
𝐴0𝐶0𝜌𝐿𝑀1
L𝑠2
ℎ𝑑=0.153()
𝑙𝑤ℎ0
ℎ𝑜𝑤
𝐿ℎ
=2.84×10𝐸()
𝑙𝑤
−3
2⁄3
=2.84×10
−3
3600𝐿𝑠
×1.028×()0.912⁄3
=0.754𝐿𝑠
2⁄3
联立得∅𝐻𝑇+(∅−β−1)ℎ𝑤=（β+1）ℎ𝑜𝑤+ℎ𝑐+ℎ𝜎+ℎ𝑑
∅取0.5，β取0.6
忽略ℎ𝜎，将ℎ𝑜𝑤与Ls，ℎ𝑑与Ls，ℎ𝑐与Vs的关系式代人上式，并整理得
𝑉𝑠=4.413−30.334𝐿𝑠L𝑠(𝑚3/s) 0.001 V𝑠(𝑚3/s) 2.027 2
2⁄
3
−327.721L2𝑠 0.002 1.982 0.003 1.944 0.004 1.909 由表上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，如图所示。
精馏塔3.000Vs2.5002.0001.500y = 220.33x + 7E-05液泛线液沫夹带线漏液线y = -39.247x + 1.7259液量下限线液量上限线y = 8.7363x + 0.4989操作线线性(操作线)1.0000.5000.0000.0000.0020.0040.0060.0080.0100.0120.014Ls
由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
33𝑉𝑠,𝑚𝑎𝑥=1.465𝑚/𝑠 𝑉𝑠,𝑚𝑖𝑛=0.518𝑚/𝑠
𝑉𝑠,𝑚𝑎𝑥𝑉𝑠,𝑚𝑖𝑛
1.4650.518
故操作弹性为提馏段： 1、漏液线
==2.828
d
由0⁄𝛿=5⁄3=1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C0=0.772
𝑢0,𝑚𝑖𝑛
′𝑉𝑠′==4.4𝐶0√(0.0056+0.13ℎ𝐿−ℎ𝜎)𝜌𝐿𝑀2⁄𝜌𝑉𝑀 𝐴0
ℎ𝐿=ℎ𝑤+ℎ𝑜𝑤
4𝜎4×19.12
ℎ𝜎===0.0020
𝜌𝐿𝑀2𝑔𝑑0788.35×9.81×5𝑢0,𝑚𝑖𝑛
′𝑉𝑠′==4.4𝐶0√(0.0056+0.13ℎ𝐿−ℎ𝜎)𝜌𝐿𝑀2⁄𝜌𝑉𝑀𝐴0
=4.4×0.772
′3600𝐿𝑠√−3𝐸(×(0.0056+0.13×(h′+2.84×10)𝑤
0.912⁄′√=0.190+2.080𝐿𝑠3
2⁄
3
)−0.0020)×788.35⁄3.14
′
𝑉𝑠,𝑚𝑖𝑛
′
在操作范围内，任取几个𝐿′𝑠值，依上式计算𝑉𝑠值，计算结果列于表9
𝐿′𝑠(𝑚3/s) ′3𝑉𝑠(𝑚/s) 0.001 0.459 0.002 0.472 0.003 0.483 0.004 0.492 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=
5.7×10−3
𝜎𝐿
.[
𝑢𝛼
𝐻𝑇−ℎ𝑓
]
3.2
′ℎ𝑤=0.039 𝑚
′
ℎ𝑓=2.5[ℎ𝑤+2.84×10−3𝐸(
𝑉𝑠′A′𝑇−𝐴𝑓
𝑉𝑠′1.33−0.106
3600𝐿′𝑠0.91)
2⁄
3
]=0.0975+1.825𝐿′𝑠
2⁄3
𝑢𝛼=
=
′
=0.697𝑉𝑠
联立以上几式，整理得
𝑉𝑠=3.113−16.117𝐿𝑠
2⁄
3
在操作范围内，任取几个L𝑠值，依上式计算V𝑠值，计算结果列于表8 𝐿′𝑠(𝑚3/s) ′3𝑉𝑠(𝑚/s) 0.001 2.952 0.002 2.857 0.003 2.778 0.004 2.707 由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液量下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准
ℎ𝑜𝑤=2.84×10−3𝐸(
3600𝐿′𝑠,𝑚𝑖𝑛
𝑙𝑤
)2⁄
3
𝐿′𝑠,𝑚𝑖𝑛=0.822×10−3 𝑚3/𝑠
据此可作出与气体流量无关的垂直液量下限线3
（4）、液量上限线
以4s作为液体在降液管中停留时间的下限
𝐴𝑓𝐻𝑇θ=′
𝐿𝑠𝐿′𝑠,𝑚ax
0.106×0.45==1.19×10−2𝑚3/𝑠
4据此可作出与气体流量无关的垂直液量上限线4
(5)、溢流液泛线
令𝐻𝑑=∅(𝐻𝑇+ℎ𝑤)
由𝐻𝑑=ℎ𝑝+ℎ𝐿+ℎ𝑑=ℎ𝑐+ℎ𝑙+ℎ𝜎+ℎ𝐿+ℎ𝑑
ℎ𝑙=𝛽ℎ𝐿 ℎ𝐿=ℎ𝑤+ℎ𝑜𝑤
′′
𝑉𝜌𝑉𝑀𝑠
ℎ𝑐=0.051()()
𝐴0𝐶0𝜌𝐿𝑀2
2
𝐿′𝑠
ℎ𝑑=0.153(′) 𝑙𝑤ℎ0
ℎ𝑜𝑤=2.84×10−3𝐸(
𝐿′ℎ𝑙𝑤)2⁄
3
2
=2.84×10
−3
×1.028×(
3600𝐿′𝑠0.91)2⁄3
=
2′⁄3
0.730𝐿𝑠
联立得∅𝐻𝑇+(∅−β−1)ℎ𝑤=（β+1）ℎ𝑜𝑤+ℎ𝑐+ℎ𝜎+ℎ𝑑
∅取0.5，β取0.6
′
忽略ℎ𝜎，将ℎ𝑜𝑤与Ls，ℎ𝑑与𝐿′𝑠，ℎ𝑐与𝑉𝑠的关系式代人上式，并
整理得
′2𝑉𝑠
=4.047−
2
′⁄3
25.956𝐿𝑠
−6027.193𝐿′2𝑠 0.002 1.900 0.003 1.858 0.004 1.816 𝐿′𝑠(𝑚3/s) 0.001 ′3𝑉𝑠(𝑚/s) 1.945 由表上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，如图所示。
提馏塔Vs3.5003.0002.5002.0001.5001.0000.5000.0000.000y = 8.478x + 0.4518y = 220.33x + 7E-05y = -65.379x + 3.0067液泛线液沫夹带线漏液线液量下限线液量上限线操作线线性(漏液线)线性(操作线)0.0050.0100.015Ls 由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得
33𝑉𝑠,𝑚𝑎𝑥=2.319𝑚/𝑠 𝑉𝑠,𝑚𝑖𝑛=0.470 𝑚/𝑠
故操作弹性为
𝑉𝑠,𝑚𝑎𝑥𝑉𝑠,𝑚𝑖𝑛
=
2.3190.470
=4.934
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