毕业设计-化工原理课程设计-常压二元精馏塔的设计.doc

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1、化工原理B课程设计设计题目 常压二元精馏塔的设计 专业 制药工程 班级 制药 团队号 F 指导教师 设计日期 2013 年 6月 16 日至 2013 年 6 月 27 日指导教师签字： 目 录一 前言- 1 -二 化工原理课程设计任务书- 2 -2.1设计条件与主要任务- 2 -2.1.2 物料条件：- 2 -2.2设计其它要求- 3 -三 设计计算- 3 -3.1设计方案的选定- 3 -3.2 关于设计流程的说明及基础数据的搜集- 3 -3.3精馏塔的物料衡算- 7 -3.3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率- 7 -3.4 塔板数的确定- 8 -3.4.1理论塔板数的确定- 8 -四

2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算- 12 -4.1操作压力的计算- 12 -4.1.1 塔顶操作压力：- 12 -4.1.2 进料板压力：- 12 -4.1.3 塔底操作压力：- 12 -4.1.4 精馏段平均压力：- 12 -4.2 操作温度的计算- 13 -4.3平均摩尔质量的计算- 14 -4.3.2 进料板平均摩尔质量计算- 14 -4.4 平均密度的计算- 15 -4.4.1 气相平均密度计算- 15 -由理想气体状态方程计算，- 15 -4.4.3 精馏段液相平均密度为- 16 -4.5液体平均表面张力的计算- 16 -4.5.4 精馏段液相平均表面张力为- 17 -4.6液体

3、平均黏度的计算- 17 -4.6.3 塔底液相平均黏度的计算- 18 -五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 18 -5.1塔径的计算- 18 -5.1.1精馏段：- 19 -5.1.2 提馏段：- 20 -5.2 精馏塔的有效高度的计算- 21 -六 塔板主要工艺尺寸的计算- 22 -6.1溢流装置计算 6.1.1 溢流堰长：- 22 -6.1.2 出口堰高- 22 -6.2塔板布置- 25 -6.3.4 开孔区面积- 25 -七 筛板的流体力学计算- 26 -7.1 精馏段- 26 -7.1.1塔板压降的计算- 26 -7.1.2液面落差- 28 -7.1.3液沫夹带- 28 -7.1.4漏液-

4、 28 -7.1.5液泛- 28 -7.2 提馏段- 29 -7.2.1塔板压降的计算- 29 -7.2.3液沫夹带- 31 -7.2.4 漏液- 31 -7.2.5 液泛- 31 -八 塔板负荷性能图的绘制- 32 -8.1 精馏段- 32 -8.1.1漏液线- 32 -8.1.3液相负荷下限线- 33 -8.1.4液相负荷上限线- 34 -8.1.5液泛线- 34 -8.1.6精馏段各个参数汇总- 36 -8.2 提馏段- 37 -8.2.1漏液线- 37 -8.2.2液沫夹带线- 38 -8.2.3液相负荷下限线- 38 -8.2.4液相负荷上限线- 39 -8.2.5液泛线- 39 -

5、8.2.6负荷性能图的绘制- 40 -8.2.7提馏段各个参数汇总- 41 -九 塔顶冷凝器的冷凝热和塔釜再沸器的汽化热- 42 -9.1冷凝器- 42 -9.2 再沸器- 43 -十 对本设计的评价及某些问题的讨论- 43 -10.1 对本设计的评价- 43 -10.1.1 漏液- 44 -10.1.4 流型- 44 -10.1.7 塔板效率的影响因素- 44 -10.2 设计中存在的问题及讨论- 45 -10.2.1 漏液验证时出现的错误- 45 -10.2.2 汽化潜热的问题- 45 -10.2.3 绘图问题- 45 -十一 附录- 45 -11.1 精馏塔的工艺条件简图- 45 -11

6、.2 精馏系统的物料流程图- 45 -11.3 逐板法求理论塔板数的excel计算数据- 45 -十二 参考文献- 46 -十三 致谢- 46 -一 前言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。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

7、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，分子式，分子量78.11，相对密度(20)。沸点80.1在常温常压下是无色透明的液体，并具强烈的特殊芳香气味，有毒。苯遇热、明火易燃烧、爆炸。常态下，苯的蒸气密度为2.77，蒸气压13.33kPa(26.1 )。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，其分子式，分子量92.14，相对密

8、度(20)。沸点110.63。在常温下呈液体状，无色、易燃。可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，泡沫塑料，合成纤维等。 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-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即

9、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，需设计一浮阀塔将其分离。二 化工原理课程设计任务书2.1设计条件与主要任务2.1.1 工艺条件：体系为苯甲苯混合物，采用常压操作连续精馏流程，筛板塔，总板效率=0.5；2.1.2 物料条件：冷液进料，含量（苯的摩尔分率，下同），自选适当的进料压力。塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送储罐；塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。2.1.3 操作条件：操作压力：塔顶表压4kPa；实际单板压降0.8kPa；原料处理量F、进料温度及操作回流比R见表1。1.4 分离要求：塔顶产品，塔釜产品。

10、表1设计方案组合团队号ABCDEFGH处理量F(kmol/h)140140140140180180180180进料温度6060656570707575回流比3.23.43.23.43.23.43.23.4你的团队号： F 2.2设计其它要求其它要求详见化工原理课程设计指导书。三 设计计算3.1设计方案的选定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。冷液进料，含量，自选适当的进料压力；塔顶采用全凝器，冷凝液在泡点下部分回流至塔内，其余部分产品冷却器冷却后送储罐；塔釜采用间接蒸汽加热，塔釜产品冷却后送储罐。分离要求：塔顶产品，塔釜产品。3.2 关于设计流程的说明及基础数据的搜集对于二元混合物的分离，应采用

11、连续精馏流程。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。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前

12、者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差

13、比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 下图是浮阀的简略图：图1 浮阀（F1型） 图2 浮阀（a）V-4型，（b）T型精馏的工艺流程图的确定图3精馏的工艺流程图的确定表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（）临界压强（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH3

14、92.14110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，mN/m21.221.72020.618.819.517

15、.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液体粘度温度()8090100110120苯（）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t/液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.2

16、98.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.3精馏塔的物料衡算3.3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 物料衡算式: 物料衡算示意图： 图2已知：，（取0.99)，

17、（取0.01），F=180 Kmol/h解得： D=53.27Kmol/h W=126.73Kmol/h 精馏塔的物料衡算表 进料F 出料 D W组分 kmol/h 摩尔分率 kmol/h 摩尔分率 kmol/h 摩尔分率 苯 53 0.3 52.7175 0.991.26750.01 甲苯 127 0.7 0.53250.01125.4825 0.99总量 1801 53.25 1 126.75 1 3.4 塔板数的确定 3.4.1理论塔板数的确定（1）由化学化工物性数据手册查得利用芬斯克方程求得精馏段最少理论塔板数： 块精馏段实际最少塔板数为： =又 （绝压） 实际单板压降 进料板压力 本

18、次设计的设计压力为124kPa，由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，时，该二元体系的绝点温度。由物性手册可查的苯、甲苯的汽化潜热：T（）压力（bar）苯（KJ/Kmol）甲苯（KJ/Kmol）1061.2429189.5833543.131071.2429137.8733543.96 =由物性手册查得苯、甲苯的定压比热容（）：T（）压力（bar）苯（KJ/Kmol*K）甲苯（KJ/Kmol*K）881.24141.9159170.3203 所以即q线方程：y=（2）最小回流比的求取通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍，即，本设计中取R=3.4（3）求精馏塔的气液相负荷 （4）求操作线方程精

19、馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 提馏段的操作线方程为： 联立精馏，提馏段操作线方程得交点横坐标（5） 逐板法求理论板数精馏段的理论塔板数：相平衡方程 即 （=2.41）变形得： （a)精馏段的操作线方程： (b)由上而下逐板计算，自开始到首次越过时止。 操作线上的点 平衡线上的点 当时首次出现故第9块板为加料板，精馏段共有8块理论板。精馏段的理论塔板数：已知，由上而下计算，直到首次越过时止。平衡线方程： (a)提馏段操作线方程： (c) 操作线上的点 平衡线上的点 当时首次出现，故理论板数不足18块。 总的理论板数 因蒸馏釜相当于一块理论板，故总的理论板数为16.43块，其中8.43块为

20、提馏段理论塔板数，8块为精馏段理论塔板数。（6）实际塔板数的求取精馏段：N 精=（NF-1）/ET 提馏段：四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算4.1.1 塔顶操作压力： 每层塔板压降： 4.1.2 进料板压力： 4.1.3 塔底操作压力： 4.1.4 精馏段平均压力： 提馏段平均压力： 4.2 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托因（Antoine）方程计算，计算过程略。 安托因方程： lgP0=A-B/(t+C) 由物性手册查得苯（A）甲苯（B）理想物系。二者的安托因方程分别为： lgP0=6.9061211

21、/(t+220.8) （a） lgP0=6.9551345/(t+219.5) （b） 塔顶 P0/mmHg 试差 组分 PD/Pa PD/mmHg苯 105300 789.810.99794.410.99057甲苯 0.01306.590.00943塔底 P0/mmHg 试差 组分 PW/Pa PW/mmHg苯 131700 987.830.012233.280.00907甲苯 0.99975.450.99093 经过几次试差后，计算结果如下： 塔顶温度： 塔顶温度： 精馏段平均温度： =（+） 提馏段平均温度： =（+） 4.3平均摩尔质量的计算4.3.1塔顶平均摩尔质量计算 由,代入相平

22、衡方程得4.3.2 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得， =0.3214.3.3 塔底平均摩尔质量计算 由,得 4.3.4精馏段平均摩尔质量 5)提馏段平均摩尔质量4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算， 精馏段的平均气相密度： 提馏段的平均气相密度： 4.4.2 液相平均密度计算 塔顶液相平均密度的计算由81.5，查物性手册得 进料板液相平均密度的计算 由93.665，查物性手册得 进料板液相的质量分率 求得 塔底液相平均密度的计算由119.65，查物性手册得 4.4.3 精馏段液相平均密度为 4.4.4精馏段液相平均密度为 4.5液体平均表面

23、张力的计算由公式：及查物性手册可以计算液体表面张力4.5.1 塔顶液相平均表面张力的计算 由 81.5，查物性手册得 4.5.2 进料板液相平均表面张力的计算 由70，查物性手册得 4.5.3 塔底液相平均表面张力的计算 由 119.65，查物性手册得 4.5.4 精馏段液相平均表面张力为 4.5.5提馏段液相平均表面张力为 4.6液体平均黏度的计算由公式：及物性手册可以计算液体黏度4.6.1 塔顶液相平均黏度的计算由 =81.5，查物性手册得 4.6.2 进料板液相平均黏度的计算由70，查物性手册得 4.6.3 塔底液相平均黏度的计算由 ，查物性手册得 4.6.4精馏段液相平均黏度为： 4.

24、6.5 提馏段液相平均黏度为： 4.7气液负荷计算 精馏段气、液相体积流率分别为： 提馏段的气、液相体积流率分别为： 五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1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8 板间距与塔径关系塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4板间距，m0.20.30.30.350.350.450.450.60.50.85.1.1精馏段： 图的横坐标为：初选板间距，取板上液层高度，故；图3：史密斯关联图查史密斯关联图 得C20 = 0.078 取安全系

25、数为0.7，则空塔系数为： 按标准塔径圆整后为 D1.6m 塔截面积为： 实际空塔气速为: 5.1.2 提馏段： 图的横坐标为： 取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.06m ，则 HThL= 0.450.06 = 0.39m 由Smith 关联图查得： C20 = 0.079 取安全系数为0.7，则空塔系数为： 按标准塔径圆整后为 D2.0m 塔截面积为： 实际空塔气速为: 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。5.2 精馏塔的有效高度的计算 1) 精馏段有效高度为： 2) 提馏段有

26、效高度为： 六 塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算 因塔径D2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对塔体各项计算如下： 6.1.1 溢流堰长： 单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长=0.60D=0.602=1.2m 6.1.2 出口堰高：选用平直堰，堰上液层高度hOW 由下式计算： ， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图11：液流收缩系数计算图E近似等于1,则取E=1取板上清液层高度hL=0.06m 故 6.1.3 降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得图12：弓形降液管的宽度与面积，故 ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

27、（大于5s，符合要求） 6.1.4 降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式，得满足条件，故降液管底隙高度设计合理6.1.5 受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为46mm。6.2塔板布置 6.2.1 塔板的分块 因2000D1800mm，故塔板采用分块式。查下表塔径mm 8001200 14001600 18002000 22002400 塔板分块数 3 4 5 6 所以。塔极分为5块。6.2.2 取边缘区宽度 由于小塔边缘区宽度取6.2.3 安定区宽度 由于D=2m故（溢流堰前）取（溢流堰后）6.3.4 开孔区面积用计算开空区面积由得：Wd=0.11

28、*2=0.22 ，解得： 6.2.5筛孔数与开孔率：取阀孔动能因子孔速 每层塔板上的浮阀数 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距t=0.076m,则排间距考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块板的支撑与衔接也要占去溢部分鼓泡区面积,因此排间距不宜选用147mm而应小于此值,故取,按,按七 筛板的流体力学计算 7.1 精馏段7.1.1塔板压降的计算干板阻力计算 干板阻力计算，由公式进行计算：其中由 查图1-4可得 图13干筛孔的流量系数气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力由下式计算，即：值 可通过查图14 充气系数关联图图14 充气系数关联图 得液体表面张力的阻力计

29、算液体表面张力的阻力计算公式如下，即： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即：（设计允许值）7.1.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.1.3液沫夹带液沫夹带由下式进行计算，即故本次设计液沫夹带量在允许范围内。7.1.4漏液对筛板塔，漏液点气速可按下式进行计算，即：实际孔速 温度系数为 故在本次设计中无明显漏液现象。7.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内层液高应服从下式的关系，即：苯-甲苯物系属一般物系，取 ，则 而，板上不设进口堰，可由下式进行计算：故在本次设计中不会发生液泛现象。7.2 提馏段7.2.1塔板压降的计算干板

30、阻力计算 干板阻力计算，由公式进行计算：其中由 查图1-4可得 图4-4干筛孔的流量系数气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力由下式计算，即： 值 可通过查图1-5 充气系数关联图 得液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力计算公式如下，即： 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即：（设计允许值） 7.2.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.2.3液沫夹带液沫夹带由下式进行计算，即 则：故本次设计液沫夹带量在允许范围内。 7.2.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可按下式进行计算，即：实际孔速 温度系数为 故在本次设计中无明显漏液现

31、象。7.2.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内层液高应服从下式的关系，即：苯-甲苯物系属一般物系，取 ，则 而，板上不设进口堰，可由下式进行计算：故在本次设计中不会发生液泛现象。八 塔板负荷性能图的绘制8.1 精馏段8.1.1漏液线由 得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表4-3表4-30.00100.00650.01200.01761.32771.44811.52771.5935由上表数据即可做出漏液线。8.1.2液沫夹带线以为限，求关系如下：由其中 整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果利于表4-4表4-40.00100.00650.01200

32、.01763.20422.77272.46712.2022以上数据即可做出液沫夹带线2。8.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准。由下式进行计算：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。8.1.4液相负荷上限线作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可进行计算：故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。8.1.5液泛线由 联立得 忽略，将的关系式带入上式，并整理得： 式中 将有关的数据代入，得 故 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表4-5表4-50.00100.00650.01200.01763.63923.2405

33、2.74611.9717由上表数据可作出液泛线5。 据以上各线数据，可作筛板塔的负荷性能图，如图4-6图4-6 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。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。由图8.1可得知， 故操作弹性为 (5)(1)8.1.6精馏段各个参数汇总项目符号单位计算结果平均压力平均温度75.75气相平均密度3.14液相平均密度818.11气相流量1.689液相流量0.00511板间距m0.4塔段的有效高度Zm6.0塔径Dm1.550空塔气速1.278塔板液流型式/弓形溢流管型式/单溢型堰长m1.2堰高m0.00452堰上液层高度

34、m0.0148孔径mm5孔间距tmm76孔数n个220开孔率%9.96筛孔气速7.067塔板压降542.78Pa液体在降液管中停留时间s13.78降液管内清液层高度m0.1316液沫夹带0.1液相最大负荷0.0176液相最小负荷0.00102操作弹性/1.9538.2 提馏段8.2.1漏液线由 得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表5-1表5-10.00100.00650.01200.01761.22201.33311.40651.4671由上表数据即可做出漏液线。 8.2.2液沫夹带线以为限，求关系如下：由其中 =0.0452 整理得在操作范围内，任取几个值，依上式

35、计算出值，计算结果利于表8.2表5-20.00100.00650.01200.01765.17904.48143.38732.0589以上数据即可做出液沫夹带线2。8.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度m作为最小液体负荷标准。由下式进行计算：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 8.2.4液相负荷上限线作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可进行计算：故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。8.2.5液泛线由 联立得 忽略，将的关系式带入上式，并整理得： 式中 将有关的数据代入，得 故 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表8.3表5-30.00100.00650.01200.01763.32152.94392.87622.7364由上表数据可作出液泛线5。8.2.6负荷性能图的绘制 根据以上各线数据，可作出筛板塔的负荷性能图，如图8-1图8-1 提馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。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。由图8.1可得知， 故操作弹性为