苯与甲苯混合物精馏塔设计方案

苯与甲苯混合物精馏塔设计方案一、概述化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质.芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯一一甲苯的分离。苯一一甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。因此用筛板塔。筛板塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。二、设计方案的确定本设计任务为分苯一甲苯的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，故操作回流比取为2.7。塔底采用直接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。回流建T塔顶产异回流建T塔顶产异（或冷凝为馋出液）三、精馏塔的物料衡算原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为： 78.11kg/kmol0.55/78.11甲苯的摩尔质量为：92.13kg/kmol0.55/78.11x= =0.59F0.55/78.11+0.45/92.13七=0.995七=0.01原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.59x78.11+(1-0.59)x92.13=83.86kg/kmol

=0.995=0.995x78.11+(1-0.995)x92.13=78.18kg/kmolM^=0.01x78.11+(1-0.01)x92.13=91.99kg/kmol物料平衡原料处理量F=-6000=71.55kmol/h83.86总物料衡算71.55=D+W苯物料衡算71.55x0.59=0.995D+0.01W联立解得 D=42.13kmol/hW=29.42kmol/h四、塔板数的确定理论板层数nt的求取因为苯一甲苯属于理想物系，可采用图解法求解理论板层数操作回流比R=1.8求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.8x42.13=75.83kmol/hV=(R+1)D=2.8x42.13=117.96kmol/hL=L+qF=L+F=75.83+71.55=147.38kmol/hV=V=117.96kmol/h求操作线方程精馅段操作线方程为75.83 42.1311796x+11796x0.995=0.643x+0.357提馅段操作线方程为WxW14738 2942WxWx'-119796x0.01=1.249x'-0.0025图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为总理论板层数 Nt=18.5（包括再沸器）进料板位置 %=10理论板层数%的求取精馏段实际板层数N=9/70%=12.86-13精提馏段实际板层数％提=9.5/70%=13.67.14五、精馅塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算操作压力的计算操作为常压操作，所以P=101-3KPa2操作温度的计算=6.023-=6.023-1206.35

t+220.24苯logPoA甲苯logPoB=6.078-1343.94

t+219.58又P=PAoXA+PBoxB所以 塔顶温度 tD=80.3°C

进料板温度 *=91.0°C塔底温度 W=110.2C80.3+91.0精馏段平均温度七=——2——=85.65C91.+110.2提馏段平均温度)= 2 T00.6C平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由Xd="=0.995查平衡曲线得气=0.985Mvd=0.995x78.11+(1-0.995)x92.13=78.18kg/kmolMDm=0.985x78.11+(1-0.985)x92.13=78.32kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由y^=0.742 查平衡曲线得 Xf=0.535M筋=0.742x78.11+(1-0.742)x92.13=81.73kg/kmolMf=0.535x78.11+(1-0.535)x92.13=84.63kg/kmol塔底平均摩尔质量计算由xw=七=0.01查平衡曲线得 x2=0.004M^=0.01x78.11+(1-0.01)x92.13=91.99kg/kmol精馏段平均摩尔质量睥78.18+81.73M =79.96kg/kmolM^=0.004x78.11精馏段平均摩尔质量睥78.18+81.73M =79.96kg/kmol2睥78.32+84.63M= =81.48kg/kmolLm提馏段平均摩尔质量81.73+91.99284.63+92.07M= =88.35kg284.63+92.07M= =88.35kg/kmol平均密度的计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度PVmPmMm=—101.3x79.96—=2.72kg/mPVmRT 8.3145x(85.65+273.15)m提馏段气相平均密度PVm冬= 皿弗86.86 =2.83kg/mPVmRT' 8.314x(100.6+273.15)m⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即—=£aPLm Pi塔顶液相平均密度的计算由仃80.3°C，查手册得Pa=814.7Rg/m3pB=809.7kg/m3p= 1 =814.67kg/m3LDm(0.995/814.8+0.005/809.7)进料板液相平均密度的计算由侦91.0C，查手册得p^=802.8kg/m3pB=799.2kg/m3进料板液相的质量分率口= 0.535x78.11 =0494气-0.535x78.11+0.465x92.13=.PLFm=(0.494/802.8+0.506/799.2)=800.97炫’m塔底液相平均密度的计算由仃110.2°C,查手册得p^=780.1kg/m3 pB=780.1kg/m3塔底液相的质量分率a= 0.004x78.11 =00034七L0.004x78.11+0.996x92.13—'P= 1 =780.1kg/m3LWm(0.0034/780.1+0.9966/780.1)精馏段液相平均密度为PLm814.67PLm814.67+800.972=807.82kg/m3提馏段液相平均密度为PLm800.97PLm800.97+780.12=790.54kg/m3液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即"Lm=ZX?i塔顶液相平均表面张力的计算由t=80.3°C，查手册得Dbaba=21.23mN/m。=21.66mN/mbLD=0.995X21.23+0.005x21.66=21.23mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t,=91.0C，查手册得b^=19.94mN/m bB=20.53mN/mbf=0.535x19.94+0.465x20.53=20.21mN/m塔底液相平均表面张力的计算由tw=110.2C,查手册得b=17.65mN/m b=18.4mN/mblw=0.01x17.65+0.99x18.4=18.39mN/m精馏段液相平均表面张力bLm21.23+bLm=20.72mN/m提馏段液相平均表面张力bLm‘20.21+18.39=19.30mN/bLm液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即塔顶液相平均粘度的计算

由tD=80.3°C，查手册得旦=0.307mPa•s 旦=0.310mPa-slgrlD=0.995xlg0.307+0.005xlg0.310解出r =0.307mPa•sLDm进料板平均粘度的计算由t=91.0C，查手册得FR=0.277mPa•sR=0.284mPa•sA BlgR =0.494xlg0.277+0.506xlg0.284LFm解出r =0.280mPa•sLFm由tw=110.2C,查手册得R=0.232mPa•s R=0.252mPa•sA Blgrlw=0.01xlg0.233+0.99xlg0.252解出r =0.252mPa•sLWm精馏段平均粘度RLm0.307RLm0.307+0.2802=0.294mPa•s提馏段平均粘度RLm0.280RLm0.280+0.2522=0.266mPa•s六、精馅塔的塔体工艺尺寸计算由上面可知精馏段L=75.83kmol/hV=117.96kmol/h1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为v=_VM_

s3600PVm

117.96x79.963600x2.72

=0.963m3/sL=4_

s3600pLm

75.83x81.483600x807.82

=0.00212m3/s匕一匕式中，负荷因子c=C（三）。2由史密斯关联图查得C,

p 2020 20的横坐标为v，=^M_

sv，=^M_

s3600pVmL•=-LMl^

s3600pLm147.38x88.353600x790.54=0.00458m3/s0.00212x3600,807.82、 x( )1/2=0.03790.963x3600 2.72取板间距H=0.40m，板上清液层高度取h^=0.06m，则H-h=0.34mTL由史密斯关联图，得知C20=0.072气体负荷因子C=C(^l)0.2=0.072x(四2)0.2=0.07252020 20u=0.0725x：807.82-2.72=1.250m/smax \ 2.72取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u =0.7x1.250=0.875m/s=1.184m4V~=<4x0.963

~^u、:兀=1.184m按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为兀-A=—D2=1.13m2实际空塔气速为u=竺竺=0.852m/s1.13提馏段的气、液相体积流率为117.96展繇6=1.006m3/s3600x2.83由u=C'PL-PV式中，负荷因子C=C（土）0.2由史密斯关联图查得C，图

max\P 2020 20的横坐标为

790.54x( 2.83)1,2790.54x( 2.83)1,2=0.07611.006x3600取板间距H=0.45m，板上清液层高度取匕=0.06m，则H-h=0.39mTL由史密斯关联图，得知。20=0.081气体负荷因子C=C（笔）0.2=0.081x（以30）。。=0.08042020 20u=0.0804x:790.54-2.83=1.34m,smax 2.83取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u=0.7x1.34=0.938m/s八：« .'4x0.938D=i，一= =1.17m、'兀u \'kx0.875按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为兀-A=—D2=1.13m2实际空塔气速为u=1006=0.89m,s1.13精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z、*=（N,主-1）H=（13—1）x0.4=4.8m精精T提馅段有效高度为 Z提=（N提—1）HT—（14—1）x0.45=5.85m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.55m故精馅塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.55=11.2m七、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算精馏段：因塔径D=1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：⑴堰长lW可取lw=0.8D=0.8x1.2=0.96m⑵溢流堰高度hw. . 2.84L选用平直堰,堰上层液高度how由式how=1000E(广)2/3计算厂7 2.841 0.00212X3600、 八~”近似取E=1.0，则h=x1x( )2/3=0.0113mow1000 0.96取板上清液层高度h=0.06mL故h=0.0487mw⑶弓形降液管的宽度吧和截面积%由£=0.8查图得£=0.151 Wd=0.202A DT故 =0.151A^=0.151x1.13=0.171m2吧=0.202D=0.202x1.2=0.242m⑷降液管底隙高度hoL h 3600"=0.08m/s则ho=0.00212X3600则ho=3600x0.96x0.08-h=0.0487-0.0276=0.0211m>0.006mo故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'=45mm。W提馏段：因塔径D=1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:

⑴堰长lW可取lw=0.8D=0.8X1.2=0.96m⑵溢流堰高度hw. . 2.84 L选用平直堰,堰上层液高度how由式how=1000E(产)2/3计算近似取E=1.0，则h =点84X1x(0.004：8Z3600)2/3=0.0189mow1000 0.96取板上清液层高度h=0.06mL故h=0.0411mw弓形降液管的宽度吧和截面积%查图得A才A才=0.151Twd=0.202D故A=0.151A=0.151x故A=0.151A=0.151x1.13=0.171m2f T吧=0.202D=0.202x1.2=0.242m⑷降液管底隙高度hoL h 3600"=0.15m/s则ho°.00458x3600=0.0318m3600x0.96x0.15-h=0.0411-0.0318=0.0093m>0.006mo故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'=45mm。2.塔板布置

精馏段：⑴塔板的分块因为D>800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3⑴塔板的分块因为D>800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块。⑵边缘区宽度确定取w$=W；=0.06m，W=0.03m⑶开孔区面积计算开孔区面积按式A=2gr2-尤2+瘁sin-i-)计算a 180rD 1.2 一其中x=—-(W+W)=—-(0.242+0.06)=0.298mD1.2 一r=—-W。=项-0.03=0.57m贝gA=0.646m2a⑷筛孔计算及其排列本设计的物系没有腐蚀性，可选用8=3mm碳钢板，取筛孔直径d

O=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距r为t=3d=3x5=15mm筛孔的数目n为_1.155A121.155x0.6460.0152=3317个开孔率为4=0.907(do)2=0.907x(四竺)2=10.1%(在5%〜15%范围内)t 0.015气体通过阀孔的气速为=14.75m=14.75m/s—分= A0.101x0.646O提馏段：⑴塔板的分块因为D>800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块。⑵边缘区宽度确定取W$=W；=0.06m，W=0.03m⑶开孔区面积计算开孔区面积按式A=2(xyr2一x2+nr2sin-1-)计算a 180r

D 1.2 一其中x=—-(W+吒)=—-(0.242+0.06)=0.298mD1.2 一r=—-W。=项-0.03=0.57m贝A=0.647m2a⑷筛孔计算及其排列本设计的物系没有腐蚀性，可选用8=3mm碳钢板，取筛孔直径d。=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距^为t=3d=3x5=15mm筛孔的数目n为_1.155A_1.155A121.155x0.6470.0152—=3322个开孔率为4=0.907(do)2=0.907x(0^)2=10.1%(在5%〜15%范围内)t 0.015气体通过阀孔的气速为V1.006u=—=0101—0647=15.39m/so八、筛板的流体力学验算1.塔板压降的校核八、精馏段：⑴干板的阻力hd计算干板的阻力hd按公式hd=0.051(%)2(匕)计算L并由可史=0.6，查得c=0.758do)=0.65m液柱故h=0.051x)=0.65m液柱d 0.758 807.82⑵气体通过液层的阻力h的计算气体通过液层的阻力^按公式『匕计算U=-X-

aAU=-X-

aA—2ATf0.9631.13—2x0.107=1.05m/s=1.05板2.72=1.732kg1/2/（身mm）查得p=0.598故h=p匕=p（hw+妇）=0.598x（0.0487+0.0113）=0.0359m液柱板压降hf=h^+h=0.065+0.0359=0.1009m液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。提馏段：⑴干板的阻力气计算干板的阻力气按公式hd=0.051(%)2(匕)计算OL并由可乏=0.6，查得c=0.758d oO0.075m液柱故h=0.051x（型）2xM0.075m液柱⑵气体通过液层的阻力h的计算1.006气体通过液层的阻力^按公式『匕计算1.006Ua-A-2A—1.13—2x0.171=1.28m/sTfFa=Ua=1.28x寸283=2.153kg1/2/（Fa=Ua查得p=0.56故h,=p、=P气+hg）=0.56x（0.0411+0.0189）=0.0336m液柱板压降七=hd+h=0.075+0.0336=0.1086m液柱本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。2.液沫夹带量的校核精馏段：液沫夹带量由公式e= (a )3.2计算VbH—HL Tf由气=2.5匕=2.5x0.06=0.15m故e='7x10-6(―105—)3.2=0.0270kg液/kg气<0.1kg液/kg气v20.82x10-30.40—0.15故本设计中液沫夹带量e在设计范围之内。V提馏段：液沫夹带量由公式e=*7x10七气 )3-2计算vbH-HL Tf由气=2.5匕=2.5x0.06=0.15m故e='7x10-6x(一128一)3.2=0.0307kg液/kg气<0.1kg液/kg气v 19.3x10-3 0.45—0.15故本设计中液沫夹带量e在设计范围之内。V溢流液泛条件的校核精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从下式关系，即苯一甲苯属于一般物系，取中=0.5，则9(Ht+hw)=0.5x(0.40+0.0487)=0.2243m液柱而H=h+h +△+>,h+hEh=0.153(上)2=0.153x(0.00212)2=0.00075m液柱f/ 0.96x0.0315故降液管内的当量清液高度H=0.1616m液柱d贝Hd<9H+hw)故在本设计不会发生溢流液泛。提馏段:为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从下式关系，即气<9(Ht+hw)苯一甲苯属于一般物系，取中为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从下式关系，即气<9(Ht+hw)苯一甲苯属于一般物系，取中=0.5，贝9(Ht+hw)=0.5x(0.45+0.0411)=0.2456m液柱而H=h+h+△+^h+hEh=0.153(土)2=0.153x(0.00458)2=0.00344m液柱f七气 0.96x0.0318故降液管内的当量清液高度H广0.203m液柱故在本设计不会发生溢流液泛。4.液体在降液管内停留时间的校核精馏段：为避免发生严重的气泡夹带现象，通常规定液体在降液管的停留时间不小于3~5s液体在降液管内的停留时间为_AH,_0.171x0.1616T=L0.00211S=13.09s>(3〜5)s不会产生严重气泡夹带。提馏段：为避免发生严重的气泡夹带现象3~5s通常规定液体在降液管的停留时间不小于液体在降液管内的停留时间为_A」d_0.171x0.203T=L0.00458S7.6s>(3~5)s不会产生严重气泡夹带。5.漏液点的校核精馏段：设漏液点的孔速％=6.7m/s相应的动能因子(以'2气为基准)6.7X0.101X0.76 "77[",x^2.72=1.0761.13-2x0.171故塔板上当量清液高度为hC=0.0061+0.725匕-0.006F+1.23L=0.0382W查得此漏液点的干板压降hd=0.0106m水柱=0.013m液柱对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即u=C不=0.758X、"x0.013x对82=&71m/sOWO\；p \ 2.72V因计算值与假定值接近，故计算正确塔板的稳定系数可由下式计算，即K=外u0W14.756.71=2.20>1.5故在本设计中无明显漏液。提馏段：设漏液点的孔速K=外u0W14.756.71=2.20>1.5故在本设计中无明显漏液。提馏段：设漏液点的孔速u0W=6.5m/s,相应的动能因子（以人广2Af为基准）-^oUe^-

1-2a6.5x0.101x0.6471.13—2x0.171故塔板上当量清液高度为七=0.0061+0.725匕-0.006F+1.23牛=0.0363W查得此漏液点的干板压降h=0.0106m水柱=0.0134m液柱d对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即u=C =0.758x『9.6x0.0134x790.54=6.5m/sOW。¥p \ 2.83丫V因计算值与假定值接近，故计算正确塔板的稳定系数可由下式计算，即K=%u0W15.396.5=2.37>1.5在本设计中无明显漏液。九、塔板负荷性能图1.漏液线精馏段:由 U0.=4.4C.J(0.0056+0.13匕-h)Pl/匚u=S,min0,minAOhOWV2.84“乂、 E(—h)hOWV1000l=4.412\：‘0.00961+0.0974匚集S,min在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出匕值计算结果列于下表Lm3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s0.4480.4600.4760.489由上表数据即可作出漏液线1。提馏段：由 u「=4.4匕J(0.0056+0.13匕—h瓦7可u=S,min0,minAOhOWhOW空E(匕)2/31000l得V=3.643xj0.00884+0.089气2/3在操作范围内，任取几个I、值，依上式计算出匕值计算结果列于下表Lm3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s0.3550.3640.3770.387由上表数据即可作出漏液线1。2.液沫夹带线精馏段：以e^=0.&液/kg气为限，求V—L^关系如下:5.7X10-6)3.2u=一匕一= 匕 =1.092VaAt-2Af1.13-2X0.107s气=2.5七=2.5气+妇)h=0.0476mWhOW买4X1X(地)2/3=0.75L2/31000 0.84故 H$=0.119+1.875Ls2/3H-H$=0.281—1.875Ls2/3=5.7X10-6x(

eV—20.72X10-3X(0.281—1.875L2/3s1.092V)3.2=0.1整理得V=1.624-10.84Ls2/3L m3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s1.5471.4821.3991.345在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出V值计算结果列于下表由上表即可作出液沫夹带线2。提馏段:以e^=0.&液/kg气为限，求V—L^关系如下:_5.7x10-6( ueV c‘H—H)3'2L Tfu=一匕一= 匕 =1.269Va At-2Af1.13-2x0.107s气=2.5七=2.5气+h^)h=0.0411mWhOW2.84 3600L、1000x1x(084$)2仃=0.685L2/3故 Hf=0.103+1.713%2/3H-Hf=0.347-1.713%杰5.7x10-6 1.269V 、心ev-19.3X10-3x(0.347-1.71"3l2/3 ，S整理得V=1.69-8.33LS2/3在操作范围内，任取几个气值，依上式计算出匕值计算结果列于下表L m3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s1.6311.5811.5171.463由上表即可作出液沫夹带线2。3.液相负荷下限线精馏段：对于平流堰，取堰上液层高度h=0.006m作为最小液体负荷标准，则01Wh=^84E(匕)2/3=0.0060W1000'lW取E=1，贝L =(0.006X1000)3/2X084=0.000717m3/sS,min2.84 3600据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。提馏段：对于平流堰，取堰上液层高度h =0.006m作为最小液体负荷标准，则^Wh=^84E(匕)2/3=0.0060W1000'lW取E=1，贝L =(0.006X1000)3/2x些=0.000819m3/sS,min2.84 3600据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。液相负荷上限线精馏段：以9=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式

LSLS,maxAH=。.心。.4。Eg”、4据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4。提馏段：以9=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式9=A^r=4LSLS,maxAH=0」71x°.2°3=0.0086"s

4LS,max据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限4。5.液泛线精馏段：令Hd=中（H+hw）H=、+A+Z气+气h=h+h+hfdlbh=&hh=h+h联立得TWO^Wd f b忽略h、A，将h与L、h和L、Zh与V的关系代入上式b O1WS dsfSaV2=b-CL’2—dL2/3甲H+(p-P-1)h=(&+1)h+h+Zh+h+A得式中，—0.051p一(A。./Plb'=pH+(甲一p-1)hT W,0.153

c= (W""2.84厂门c、/3600、

d'= E(1+P)( )2/31000 lW将有关数据代入,得0.051(0.101x0.760x0.758)2,2.72x(807.82)=0.051b'=0.5x0.40+(0.5-0.598-1)x0.0476=0.195, 0.153c= (0.84x0.0315)2=218.53d=2.84x10-3x1x(1+0.598)x(3600)2/3=1.1970.84故咋=3.82-4285气-23.47罗L m3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s1.9111.8711.8151.759在操作范围内，任取几个气值，依上式计算出匕值计算结果列于下表提馏段:令%=中(气+hw)%=匕+A+Z气+气h=h+h+hh=Phh=h+h联立得甲H+(甲一P-1)h=(P+1)h +h+Eh+h+A忽略h、A，将h与L、h和L、Eh与V的关系代入上式，得b OWSdS fSaV2=bb-cL2-dL2/3式中，—0.051p(Ac)2pbr=^H+(p-p-1)^T W,0.153

c= 3600、 3600、 )2/3lW284八

d'=—E(1+p)(

1000将有关数据代入,得0.051(0.101x0.6470.051(0.101x0.647x0.758)2x(2.83790.54)=0.0744bb=0.5x0.45+(0.5—0.56-1)x0.0411=0.222=164.17=164.17c= (0.96x0.0318)2d=2.84x10-3x1x(1+0.56)x(362°)2/3=1.0690.96故V2=2.89-2207L2—14.37L2/3S S S在操作范围内，任取几个气值，依上式计算出匕值计算结果列于下表L m3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s1.6961.6691.6311.5956.负荷性能图及操作弹性精馏段：

精馏段精馏段在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得V V =1.39m3/sV.=0.45m3/s故操作弹性为V―故操作弹性为V―S,maxVS,min些二3.10.45提馏段:提馏段Ls提馏段Ls在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA