苯-氯苯分离过程筛板式精馏塔设计

课 程 设 计 说 明 书课程名称： 化工原理课程设计 设计题目：苯-氯苯分离过程筛板式精馏塔设计院 系：学生姓名： 学 号： 专业班级： 指导教师： 2010年11月19日目 录一、设计背景1二、产品与设计方案简介2（一）产品性质、质量指标3（二）设计方案简介3（三）工艺流程及说明3三、工艺计算及主体设备设计4（一）精馏塔的物料衡算41）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率42）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率5（二）塔板数的确定51）理论塔板数的确定52）实际塔板数7（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算81）操作压力的计算82）操作温度的计算83）平均摩尔质量计算84）平均密度计算105）液相平均表面张力106）液相平均粘度计算11四、精馏段的塔体工艺尺寸的计算11（一）塔径的计算11（二） 精馏塔有效高度的计算11五、塔板工艺结构尺寸的设计与计算12（一）溢流装置12（二）塔板布置13（三）开孔率n和开孔率13六、塔板上的流体力学验算14（一）气体通过筛板压降和的验算14（二）雾沫夹带量的验算15（三）漏液的验算15（四）液泛的验算15七、塔板负荷性能图 16（一）. 漏液线（气相负荷下限线） 16（二）. 液沫夹带线 16（三）. 液相负荷下限线 17（四）. 液相负荷上限线 17（五）. 液泛线 17八、筛板式精馏塔设计计算结果19九、主要符号说明20十、结果与结论21十一、收获与致谢21化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-氯苯二元物系板式连续精馏塔 设计一座苯-氯苯板式连续精馏塔,要求年产36432吨纯度为99%的苯,塔底釜液中苯含量为1%,原料液中含苯69%（以上均为质量百分数)。二、操作条件(1)塔顶压强:4kPa（表压）(2)进料热状况:饱和蒸汽进料(3)回流比:R=2R(4)单板压降不大于0.7kPa三、设备形式筛板塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行五、厂址青藏高原大气压约为77.31kPa的远离城市的郊区六、 设计要求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确定（1）.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）.塔板的流体力学验算（3）.塔板的负荷性能图4.设计结果一览表5.对本设计的评述表1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660表3 液体的表面张力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4 苯与氯苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9表5 液体粘度温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表6 Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767一、 设计背景塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，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重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二、 设计方案的确定及流程说明1. 设计方案的确定根据设计任务书，次射击的塔型为筛板塔。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都比较容易。从而一反长期的冷落，而广泛应用。筛板塔攀上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几个部分。工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm，按正三角形排列，空间距与孔径的比为2.5-5。1) 装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。 精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器将余热带走。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采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。2) 操作压力的选择精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。3) 进料热状况的选择精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。4) 加热方式的选择精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。5) 回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R2. 设计流程本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。3. 设计方案简介（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乙醇和水的挥发度相差较大，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，适用于苯和氯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：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（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。（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。三、 塔的工艺计算(一) 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和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kg/kmol。2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 4. 物料衡算表进料量F,kg/h塔顶出料量D,Kg/h塔底出料量W,kg/h合计(二) 塔板数的确定1. 理论塔板层数的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M*T法）求取，步骤如下：由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取，依据x=(pt-pB。)/(p.A-p.B),y=p.Ax/pt,将所得数据的计算结果列表如下：温度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.056601) 确定操作的回流比R因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.762,0.762)作平行线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.762,xq=？. 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故?取操作回流比R=2Rmin=2？=？2) 求理论塔板数NT精馏段操作线：按M-T图解法在x-y图上作梯级得：NT=（7-1）层（不包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为2层，提馏段为3层，第层3为加料板。 3) 全塔效率ET根据ET=0.17-0.616lgml根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为102.4，该温度下进料液相平均粘度为：m=xFiLi=0.762A+(1-0.762)B =0.762?+(1-0.762)? =?m Pas ET=0.17-0.616lgum=4) 实际板层数NP精馏段N精=2/ET=3.876取4层提馏段N提=3/ET=5.8 取6层四、 塔的工艺条件及物性数据计算(一) 操作压强Pm 塔顶压强PD=4+77.31=81.3kPa，取每层塔板压降P=0.7 kPa，则进料板压强PF=81.3+0.74=84.1 kPa，塔底压强为PW=84.1+0.76=88.3kPa，则 精馏段平均操作压强为Pm=81.3+84.12=82.7kPa提馏段平均操作压强为Pm=84.1+88.32=86.2kPa(二) 温度tm 根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度：P=PAOxA+PBOxB和lnPO=A-BT+C试差结果，塔顶tD=74.8，进料板tF=95.3，塔底tW=124.9。则精馏段平均温度tm，精=74.8+95.32=85.1提馏段平均温度tm，提=124.9+95.32=110.1(三) 平均分子量Mm 塔顶xD=y1=0.934 x1=0.614MVDm=0.93478.11+（1-0.934）112.6=?kg/kmolMLDm=0.61478.11+（1-0.614）112.6=91.42kg/kmol进料板yF=0.762 xF=0.34MVFm=0.76278.11+（1-0.762）112.6=?kg/kmolMLFm=0.3478.11+（1-0.34）112.6=100.87kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.0143 MVWm=0.06378.11+（1-0.063）112.56=110.39kg/kmol MVWm=0.014378.11+（1-0.0143）112.56=112.07kg/kmol 则精馏段平均分子量： MVm（精）= ?+?2 = kmol/kgMLm（精）=?+？2=？kmol/kg提馏段平均分子量： MVm（提）=87.49=110.392=98.94kmol/kgMVm（提）=112.07+100.872=106.47kmol/kg(四) 平均密度m1. 液相密度Lm 依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a为质量分率）塔顶1LmD=0.97820.6+0.031047.7 LmD=826.44kg/m3进料板，由加料板液相组成xA=0.34 aA=0.3478.110.3478.11+（1-0.34）112.56=0.2631LmF=0.263797.8+1-0.2631016.8 LmF=952.38kg/m3塔底1LmW=0.01762.8+0.99990.6 LmW=987.7kg/m3故精馏段平均液相组成：Lm（精）=（826.44+952.38）/2=889.41kg/m3提馏段平均液相组成：Lm（提）=（952.38+987.7）/2=970.04kg/m32. 气相密度Vm(五) 液体表面张力m m=xiim，顶=0.97921.91+(1-0.979)24.32=21.96mN/mm，进=0.3419.42+(1-0.34)22.08=21.176mN/m m，底=0.014315.92+(1-0.0143)18.91=18.87mN/m 则精馏段平均表面张力为： m，精=21.96+21.1762= mN/m提馏段平均表面张力为：m，提=21.176+18.872=mN/m(六) 液体粘度LM Lm=xiiL顶=0.9790.327+(1-0.979)0.451=0.329mPas L进 =0.340.267+(1-0.34)0.378=0.340mPas L底=0.01430.207+(1-0.0143)0.303=0.302mPas 则精馏段平均液相粘度为 L(精)=0.329+0.3402=?mPa.s提馏段平均液相粘度为 L(提)=0.340+0.3022=?mPa.s五、 气液相负荷计算 (一) 精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=（1.364+1）X58.35=137.94kmol/hVs=LMLm3600Lm=79.5996.123600889.14=0.0023m3/sLh=8.60m3/h(二) 提馏段气液负荷计算V=V+(q-10)F=V-F=137.94-78.87=59.07kmol/hVS=VMVm3600Lm=79.59106.473600970.04=0.0024m3/sL=L+Qf=l=79.59kmol/hLS=LMLm3600LM=79.59106.473600970.04=0.00024m3/sLh=8.74m3/h 六、 塔和塔板主要工艺尺寸计算(一) 塔径D 1. 精馏段塔径初选板间距HT=40.0m，取板上液层高度hL=06.0m，故HT-hL=0.40-0. 06=0.34MLSVSPLPV12=0.00231.348(889.412.363)12=查Smith关联图得C20=0.071；依C=C20(20)0.2 校正物系表面张力为21.568mN/m时的C可取安全系数为0.60，则 按标准塔径圆算后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2. 提馏段塔径 初选板间距HT=0.40m，取板上液层高度hL=0.06m=，故HT-hL=0.40-0. 06=0.34MLSVSPLPV12=0.00240.545(970.042.978)12=查Smith关联图得C20=0.068；依C=C20(20)0.2 校正物系表面张力为20.023mN/m时的C可取安全系数为0.60，则 按标准塔径圆算后为 塔截面积为 实际空塔气速为 为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.6m(二) 溢流装置采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1. 精馏段溢流装置计算1) 溢流堰长lw取堰长lw为0.66D，即lw0.661.61.056m2) 出口堰高hWhW=hL-hOW由lW/D=1.056/1.6=0.66,Lh/lW2.5=8.61.0562.5=7.5m查流体收缩系数计算图知E=1.03hOW=2.841000E(Lhlw)23=2.8410001.03(8.61.056)23=0.012m故hw=0.06-0.012=0.048m3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lw/D=0.66查弓形降液管的宽度与面积图得Wd/D=0.124,Af/AT=0.0722，故Wd=0.124D=0.124X1.6=0.198mAf=0.0722X4D2=0.07222X41.62=0.145m2由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即=AfHTLS=0.1450.400.0023=25.22(s5s,符合要求)4) 降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08m/s(三) 塔板布置1. 精馏段塔板布置1) 取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度Ws=0.065m2) 开孔区面积式中：2. 提馏段塔板布置1) 取边缘区宽度Wc0.075m,安定区宽度Ws=0.1m2) 开孔区面积式中：(四) 开孔数和开孔率1. 精馏段取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其一般的板厚为3mm。故孔心距。每层塔板的筛孔数（孔）每层塔板的开孔率=A0Aa%=0.907（td0)2%=10.1%（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速筛孔排列图见坐标纸，实排孔n=11581000t2Aa=8544,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。2. 提馏段取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其一般的板厚为3mm。故孔心距。每层塔板的筛孔数（孔）筛孔排列图见坐标纸，实排6022，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔2492，实开3530。每层塔板的开孔面积每层塔板的开孔率=A0Aa%=0.06931.17100%=10.1%（应在515%，故满足要求）气体通过筛孔的孔速(五) 塔的有效高度Z 精馏段Z=(NP-1)HT=(2-1)X0.4=0.4m提馏段Z=(NP-1)HT=(3-1)X0.4=0.8m精馏段与进料板间的距离可以取0.4m，故塔的有效高度Z=0.4+0.8+0.4=1.2m七、 筛板的流体力学验算(一) 精馏段筛板的流体力学验算1. 气体通过筛板压强相当的液柱高度hp1) 气体通过干板的阻力压降 由 查图5-10得出，液柱式中为孔流系数。2）.气体通过板上液层的压降动能因子由充气系数a与Fa关联图查的板上液层充气系数a=0.563）.气体克服液体表面张力产生的压降故hp=0.0124+0.0336+0.002=0.048单板压降PP=hpLg=0.048*889.41*9.81=418.8Pa0.7lPa(二) 提馏段筛板的流体力学验算1. 干板压降相当的液柱高度hcd0/=5/3=1.67，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.842. 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl动能因子由充气系数a与Fa关联图查的板上液层充气系数a=0.67hl=ohL=o(hw+how)=0.67*0.06=0.04m3. 克服液体表面张力压降相当的液柱高度气体故hp=0.0137+0.0402+0.00168=0.0556m单板压降PP=hpLg=0.0556*970.04*9.81=528.9Pa0.7kPa(三) 雾沫夹带量的验算1. 精馏段雾沫夹带量的验算故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。2. 提馏段雾沫夹带量ev的验算故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(四) 漏液点的气速1. 精馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。2. 提馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。(五) 液泛的验算1. 精馏段的液泛计算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd=hp+hl+hd取=0.5，则成立，故在本设计中不会发生液泛现象。2. 提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd=hp+hl+hd取=0.5，则成立，故在本设计中不会发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、 塔板负荷性能图(一) 精馏段塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线1ev=5.710-6(uaHT-hf)3.2式中 近似取E1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.8410-31.03600LS1.056)23=0.12+1.608LS23 取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气。已知=21.57X10-3N/m,HT=0.4m,并将代入得0.1=5.710-621.5710-3（0.954VS0.4-0.12-1.608LS23)3.2整理得：VS=1.876-10.77LS2/3在操作范围内任取几个LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中数据在VS-LS图中做出雾沫夹带线1.2. 液泛线2由Hd=hp+hL+hd和Hd(HT+hW)得（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600LSlW)23=2.8410-31.0(3600LS1.056)23=0.6433LS23hp=hc+hl+hhc=0.0510C02vL=0.051(VSC0A0)2VL =0.051(VS0.840.1677)22.363889.41=0.0068VS2hl=0(hw+how)=0.56x(0.048+0.6433L22/3)=0,027+0.36LS2/3h=0.002m,故hp=0.0068VS2+0.027+0.36LS2/3+0.002=0.0068VS2+0,36LS2/3+0.029hd=0.153(LSlwh0)2=0.153(LS1.05560.0272)2=185.45LS2将HT=0.4m，hw=0.048m,=0.101及以上各式代入得0.101（0.4+0.048）=0.0068VS2+0.029+0.36LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+185.45LS2整理得VS2=4.7-147.5LS2/3-27272.06LS2在操作范围内任取几个LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中数据在VS-LS图中做出液泛线2.3. 液相负荷上限线3取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量Vs无关的垂线4. 漏液线（气相负荷下限线）4由hL=hw+how=0.048+0.6433LS2/3,uow=VSmin/A0代入漏液点气速式uow=4.4C00.0056+0.13hL-hL/VVS,minA0=4.40.84(0.0056+0.130.048+0.6433LS23-0.002)889.412.363A0=0.1677(前已算出)，带入上式并整理得VS,min=0.623.704+31.477LS2/3此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于下LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中数据作气相负荷下限线（4）。5. 液相负荷下限线5对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准,取E=1,由=；得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线5将以上5条线标绘于VS-LS-图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为VS,max，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为Vs,min。图见坐标纸。 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段的操作弹性=VS,maxVS,min=1.580.58=2.72(二) 提馏段塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线（1）ev=5.710-6(uaHT-hf)3.2式中 近似取E1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.8410-31.03600LS1.056)23=0.12+1.608LS23 取雾沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气。已知=20.023X10-3N/m,HT=0.4m,并将代入得0.1=5.710-620.02310-3（0.954VS0.4-0.12-1.608LS23)3.2整理得：VS=1.833-10.526LS2/3在操作范围内任取几个LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中数据在VS-LS图中做出雾沫夹带线1.2. 液泛线2由Hd=hp+hL+hd和Hd(HT+hW)得（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600LSlW)23=2.8410-31.0(3600LS1.056)23=0.6433LS23hp=hc+hl+hhc=0.0510C02vL=0.051(VSC0A0)2VL =0.051(VS0.840.0693)22.978970.04=0.0462VS2hl=0(hw+how)=0.67x(0.048+0.6433L22/3)=0.0322+0.431LS2/3h=0.00168m,故hp=0.0462VS2+0.0322+0.431LS2/3+0.00168=0.0462VS2+0.431LS2/3+0.0322hd=0.153(LSlwh0)2=0.153(LS1.0560.028)2=175.00LS2将HT=0.4m，hw=0.048m,=0.0592及以上各式代入得0.0592（0.4+0.048）=0.0462VS2+0.0322+0.43LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+175.00LS2整理得VS2=1.162-23.25LS2/3-3787.88LS2在操作范围内任取几个LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中数据在VS-LS图中做出液泛线2.3. 液相负荷上限线3取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量Vs无关的垂线4. 漏液线（气相负荷下限线）4由hL=hw+how=0.048+0.6433LS2/3,uow=VSmin/A0代入漏液点气速式uow=4.4C00.0056+0.13hL-h