年处理8万吨苯_甲苯的精馏装置设计书

设计方案的选择和论证

1 设计流程

本设计任务为分离苯__甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程附图

图1-1 流程图

2 设计思路

在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续

蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。

塔板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图

1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选R=2.0Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。

在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔

板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷围，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

1、 塔板的工艺设计

1.1基础物性数据

表1-1 苯、甲苯的粘度 温度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯mPas 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 甲苯mPas 0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 100 120 表1-2 苯、甲苯的密度 温度℃ 0 20 40 60 80 苯kg/m 甲苯kg/m 33-- 877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9 885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 表1-3 苯、甲苯的表面力 温度℃ 0 20 40 60 80 100 苯 mN/m 甲苯mN/m 120 31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 30.89 28.54 26.22 23.94 21.69 19.49 17.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度℃ 0 50 100 150 72.7 89.7 104.8 118.1 苯 kJ/(kmolgk) k) 甲苯kJ/(kmolg93.3 113.3 131.0 146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热 温度℃ 20 40 60 80 100 苯 kJ/kg 甲苯 kJ/kg 120 363.2 354.2 431.1 412.7 420.0 402.1 407.7 391.0 394.1 379.4 379.3 367.1 2、物料衡算 2.1塔的物料衡算

（1）塔物料摩尔分率的计算：

苯的摩尔质量：MA78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量：MB=92.13kg/kmol

xd/MA0.99/78.110.992xd/MA(1xd)/MB0.99/78.110.01/92.13xf/MA0.45/78.11进料笨的摩尔分率：x F0.491xf/MA(1xf)/MB0.45/78.110.55/92.13塔顶笨的摩尔分率：

xD塔底笨的摩尔分率： xW

（2）原料液平均摩尔质量：

xw/MA0.02/78.110024xw/MA(1xw)/MB0.02/78.110.98/92.13MF0.49178.11(10.491)92.1385.246kg/kmol

原料液摩尔流量：F80000000130.341kmol/h

3002485.246（3）物料衡算

总物料衡算：FDW

即 DW130.341 …………………………………………（1）

DxWxwFxF苯的物料衡算： D

即D0.992W0.024130.3410.491 ……………………（2）

由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h 2.2平衡线方程的确定

由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出m101210算出。如 表1-6 苯—甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据 苯摩尔分数 苯摩尔分数 温度℃ 液相 气相 液相 气相 0.0 0.088 0.200 0.300 0.397 0.0 0.212 0.370 0.500 0.618 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 0.592 0.700 0.803 0.903 0.950 0.789 0.853 0.914 0.957 0.979 温度℃ 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 0.489 0.710 92.1 1.00 1.00 80.2 1=

xA/xB0.212/(10.212)==2.79 同理可算出其它的

yA/yB0.088/(10.088)2 2.35 3 4 2.46 5 2.56 6 2.58 7 2.49 8 2.61 9 2.39 10 2.45 2.33 从而推出m2.47 所以平衡线方程yx2.47x

1(1)x11.47x因为泡点进料q=1，所以有：

Rmin11xFxDxF10.9922.470.491x0.9921.35 D(1)x10.4911.470.491F取操作回流比R1.5Rmin1.51.352.03。 2.3求精馏塔的气液相负荷

LRD2.0362.881127.648kmol/h

V(R1)D(2.031)62.881190.529kmol/h

因为泡点进料q=1，所以有：

L'LF127.648130.341257.989kmol/h

V'V190.529kmol/h

2.4操作线方程

xR2.030.992xDx0.669x0.327 R1R12.0312.031WxL'257.98967.640xwx0.0241.354xn0.0085 V'V'190.529190.529精馏段操作线方程为：y提馏段操作线方程为：y2.5用逐板法算理论板数

y1xD0.992 x12.47x1y10.992y1x10.9801(1)x111.47x1(1)y12.51.50.992y20.6690.9800.3270.983

x2y20.9830.959(1)y22.471.470.983同理可算出如下值：

y30.968;x30.926y40.946;x40.877y50.914;x50.811y60.869;x60.729y70.815;x70.641y80.756;x80.556y90.699;x90.481xF0.491所以第9块板为加料板，以后将数据代入提馏段方程进行计算。0.47y101.3540.4810.00850.647;x100.4262.471.470.647y110.569;x110.348y120.463;x120.259y130.342;x130.174y140.227;x140.106y150.153;x150.0595y160.0721;x160.0305y170.0328;x170.0135xw0.024

所以总理论板数为NT16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块（已扣除再沸器），第9块为加料板。 2.6实际板数的求取

全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似

80.2110.695.4℃ 为纯苯和纯甲苯，则有tm2查取《化工工艺设计手册》得知，95.4℃时苯和甲苯的黏度为A0.267cP，B0.275cP。故在全塔平均温度下平均黏度：

0.2670.271cP

20.275又已知аm=2.47，由公式ET0.49()0.245可得：

m12全塔效率ET0.49(0.2712.47)0.2450.541。 精馏段实际板层数 N精8/0.54114.7圆整取15块 提馏段实际板层数 N精8/0.54114.7圆整取15块 所以总实际塔板数 NN精N提30块 3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1进料温度的计算

依式ET=0.49（L）0.245 查苯—甲苯的气液平衡数据，由差法求得 进料温度tF：

0.5070.4910.4910.376 tF92.48℃

92tFtF96.同理可求得：塔顶温度tD80.29℃ 塔底温度tW109.52℃ 精馏段平均温度： tm1提馏段平均温度： tm23.2 操作压强

塔顶压强PD =4+101.3=105.3kPa

取每层塔板压降ΔP=0.7kPa，进料板压强：PF =101.3+15×0.7=115.8kPa 塔底压强：Pw=101.3+30×0.7=126.3 kPa

(105.3115.8)110.55kPa

2(115.8126.3)提馏段平均操作压力：Pm2121.05kPa

2(80.29109.52)86.38C

2(92.48109.52)101.00C

2精馏段平均操作压力：Pm13.3平均摩尔质量的计算 塔顶： xD=y1=0.992，x1=0.980

MVDm0.99278.11(10.992)92.1378.22kg/molMLDm0.98078.11(10.980)92.1378.39kg/molMVFm0.66978.11(10.669)92.1382.75kg/molMLFm0.48478.11(10.484)92.1385.34kg/mol

进料板：yF=0.699，xF=0.484

塔釜： yW=0.0328，xW=0.0135

MVWm0.032878.11(10.0328)92.1391.67kg/molMLWm0.013578.11(10.0135)92.1391.94kg/mol

78.2282.7580.39Kg/mol

278.3985.34 MLm181.87kg/mol

291.6782.75 提馏段平均摩尔质量：MVm287.21kg/mol

291.9485.34 MLm288.64kg/mol

2 精馏段平均摩尔质量：MVm13.4平均密度计算

(1)气相平均密度Vm计算

理想气体状态方程计算，即

精馏段气相密度：vm1提留段气相密度：vm2PmlMvm1110.5580.392.973kg/m3

RTm18.314(86.38273.15)Pm2Mvm2121.0587.213.394kg/m3

RTm28.314(101.00273.15)

(2)液相平均密度Lm计算 由式

1LmiAB 求相应的液相密度。 iLALB塔顶：tD80.29℃ 查得苯和甲苯的密度分别为A814.91kg/m3

B811.27kg/m3

当tD80.29C时,用差法求得下列数据

aAD0.99278.110.991

0.99278.1110.99292.13LDm1/(0.99110.991)814.88kg/m3

814.91811.27进料：tF92.48℃ 查得苯和甲苯的密度分别为A801.25kg/m3

B799.01kg/m3

当tF92.48C用差法求得下列数据 a78.11AF0.4810.48178.1110.48192.130.440

0.440LFm1/(10.440799.01)799.99kg/m3801.25

塔底：tW109.52C 查得苯和甲苯的密度分A781.48kg/m3B781.36kg/m3 当tW109.52C用差法求得下列数据

精馏段平均密度：LDmLFm3Lm12814.88799.992807.44kg/m

提馏段平均密度：Lm2LWmLFm2781.36799.992790.68kg/m3

3.5液体平均表面力计算 液体表面力 Lm=xii 由

查手册得 LA20.82mNm-1,LB21.01mNm-1

LDm0.99221.21(10.992)21.6421.21mNm-1

由tF92.48℃ 查手册得 LA.20 mN/m LB 20.2 mN/m

FLm0.481200.51920.220.1 mN/m

由tW108.54C查手册得 LA17.49mNm-1,LB18.25mNm-1

为

别 LDm0.013517.49(10.0135)18.2518.24mNm-1 精馏段平均表面力： Lm1 提馏段平均表面力： Lm221.2118.2419.66mNm-1

218.2420.119.17mNm-1

23.6液体平均黏度计算 塔顶液相平均的黏度的计算

由tD80.29℃ 查表得：A0.307mPas B0.310mPas

LgLDm0.992Lg0.3070.008Lg0.310 LDm0.307mPa.s

进料板液相平均黏度的计算

由tF92.48℃ 查表得：A=0.26 mPa.s B=0.29 mPa.s

同理可得LFm0.281mPa.s 塔底液相平均的黏度的计算

由tW109.52℃ 查表得：A0.236mPa.sB0.247mPa.s 同理可得LWm0.247mPa.s 所以液相平均密度 Lm(0.3070.2810.247)0.279mPa.s34、 精馏塔工艺尺寸的计算 4.1塔径的计算

精馏段气液相体积流率为

精馏段 VS1VMVm1190.52980.391.431m3s1

3600Vm136002.973LMLm1127.64881.870.00360m3s1

3600Lm13600807.44VMVm2190.52987.531.365m3s1

3600Vm236003.394LMLm2127.64888.640.00394m3s1

3600Lm23600790.68 LS1提馏段 VS2 LS2（1）精馏段塔径计算，由

umaxCLV （由式CC20(L)0.2） V20C20由课程手册108页图5-1查图的横坐标为

FL,VLhL120.00360807.4412()()0.0415 VhV1.4312.973选板间距HT0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m ， 故HThL0.450.060.39m 以FL,V为横坐标查图5-1得到C200.085

CC20(L19.660.2)0.20.085()0.0847 2020807.442.9731.393ms-1

2.973umax0.0847 取安全系数为0.7，则空塔速度u0.70umax0.701.3930.975ms-1 塔径 D4Vs41.4311.367m u3.14160.975按标准塔径圆整为 D1.4m

（2）提馏段塔径计算

式中C由CC20(FL2,V2L20)0.2计算 其中的C20查图，图的横坐标为

LhL120.00394790.6812()()0.0441 VhV1.3653.394取板间距HT0.45m 板上液层高度hL0.06m 则 HThL0.450.060.39m 查图5-1得到C200.085

CC20(L19.170.2)0.20.085()0.0843 2020790.683.3941.284ms-1

3.394umax0.0843取安全系数为0.7，则空塔速度为

u0.70umax0.701.2840.899ms-1

塔径D4Vs41.3651.390m u3.14160.899 按标准塔径圆整为 D1.4m

根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 D1.4m

44以下的计算将以精馏段为例进行计算：

V1.431 实际空塔气速为

us,10.930ms-1AT1.5394.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT（151）0.456.3m 提馏段有效高度为 Z提（N提1）HT（151）0.456.3m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提0.86.36.30.813.4m 5、 塔板主要工艺尺寸的计算 5.1溢流装置计算

塔截面积为ATD21.421.539m2

因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。

各项计算如下： （1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.66D，即lw0.661.40.924m （2）溢流堰堰高hw

hwhLhow

查1－10[1]图得，取E=1.0，则

hOW2.84103E(Lh2336000.0036023)2.841031()0.0165m lW0.924取板上清液层高度 hL60mm 故 hWhLhOW0.060.01650.0435m （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

AflwWd由0.66，查图得0.124,0.0722 DDAt故 Wd0.124D0.1241.40.1736m

Af0.0722AT0.07221.5390.1111m

计算液体在降液管中停留时间

13600AfHTLh1AfHTLS136000.11110.4513.89s5s

0.003603600故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u'0为0.11m/s依式1－56计算降液管底隙高度h0，即：

h01LS10.0036036000.0354m 0.9240.113600lWu0hW1h010.04350.03540.0081m0.006m

故降液管底隙高度设计合理

'50mm 选用凹形受液盘，深度hW6、浮阀数目、浮阀排列及塔板布置

（1）塔板的分块

本设计塔径为D1.4m，因800mmD，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。 （2）边缘区宽度确定

h 为了尽量减小液体夹带入降液管的气泡量，取Ws0.08m ；根据o的大

小 ，取Wc0.06m。 （3）开孔区面积计算

Aa2(xr2x2xr2sin1)180r

其中：

D1.4xWdWS(0.17360.080)0.4624m22

D1.4rWC0.0600.640m223.140.64020.4624sin1()]1.07m2 故 Aa2[0.46240.6400.46241800.64022（4）浮阀数计算及其排列

由于本设计用的是F1型重阀，且目标分离物为苯-甲苯混合液，所以取F010来粗算阀孔数目；对于F1型重阀d00.039m,由F0=u0v可求阀孔气速uo， 即u0F0v102.9735.780m/s

每层塔板上浮阀个数为

NVs1.431193

4d0u024(0.039)5.7802浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t75mm、t'65mm的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为

Vs'1.4314 u05.760m/s2195(0.039)2Nd04

阀孔动能因数为

F0u0'5.7603.39410.61

v所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理围，故此阀孔实排数适用。

d0.0392A0/ATN(0)2193()0.150

D1.4此开孔率在5%~15%围，符合要求。所以这样开孔是合理的。

7、塔板流体力学验算

7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf 每层塔板静压头降可按式hPhchlh计算。 (1)计算干板静压头降hc 由式Uc1.82573.1v73.1可计算临界阀孔气速Uoc，即

Uoc1.825v1.82573.15.781m/s 2.973U0cv算干板静压头降，即 2gLU0U0c，可用hc5.34(5.781)22.973hc5.340.0338m

29.8799.99(2)计算塔板上含气液层静压头降hf

由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数00.5，已知板上

液层高度 hL0.06,所以依式hl0hL

hl0.50.060.03m

(3)计算液体表面力所造成的静压头降h

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为

hfhchlh0.03380.030.0638m

换算成单板压降PfhfLg0.0638799.999.8500.19Pa0.7Kpa(设计允许值)

7.2降液管中清夜层高度Hd 式Hdhfhwhdhhow

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hf

前已计算hf0.0638m

(2)计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw0.0435m

(3)液体通过降液管的静压头降hd

Ls因不设进口堰，所以可用式hd0.153Lhw0 2式中Ls0.00360m,Lw0.924m,h00.0354m

0.00360hd0.1530.00185m

0.9240.0354(4)塔板上液面落差h

由于浮阀塔板上液面落差h很小，所以可忽略。 (5)堰上液流高度how 前已求出how0.0165m

这样 Hdhfhwhdhhow0.0380.04350.001850.01650.1165m 为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取校正系数0.5，选定板间距

HT0.45,

hw0.0435m

2(HThw)0.5(0.450.0435)0.247m

从而可知Hd0.1165m(HThw)0.247m，符合防止液泛的要求。 (6) 液体在降液管停留时间校核

应保证液体早降液管的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

AfHTL's0.11110.4513.90s>5 s

0.00360可见，所夹带气体可以释出。 7.3计算雾沫夹带量eV

（1）雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理围，是通过计算泛点率F1来完成的。泛

点率的计算时间可用式：

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%

KcFAp0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZLD2Wd1.4020.17361.053m

塔板上液流面积

ApAT2Af1.53920.11111.317m2

苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.127,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

1.431F12.9731.360.003601.053799.992.973100%55.34%

10.1271.3172.973799.92.973100%66.99% 及F10.781.00.1271.3171.431为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

（2）严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F010.61，可见不会发生严重漏液。 8、精馏段塔板负荷性能图 8.1雾沫夹带上限线

对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值eV0.1kg（液）/kg(干气）所对应的泛点率F1 (亦为上限值),利用式

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%便可作出此线。

KcFAp0.78KcFAT由于塔径较大，所以取泛点率F180，依上式有

Vs2.9731.36Ls1.053799.992.9730.8

1.00.1271.317整理后得0.0611Vs1.432Ls0.134

即Vs2.19323.44Ls 即为负荷性能图中的线(1)

此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作围任取两个Ls值便可依式Vs2.19323.44Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

Ls 0.001 0.003 Vs

0.005 0.007 2.029

2.170 2.123 2.076

8.2 漏液线

对于F1型重阀，当动能因数F0 ＜ 5时就会出现严重漏液现象，所以去

（Vs)min。 F0=5作为参考值来计算（Vs)min=

4d0n5Vm3.1450.03921930.668m3/s 42.9738.3液泛线

由式Hd(HThw)，Hdhfhwhdhhow，hfhchlh 联立。即

(HThw)hfhwhdhhowhchlhhwhdhhow

vU02式中， 干板静压板静 可用hc5.34 ，板上液层静压头降hl0hL

2Lg从式hLhwhow知，hL表示板上液层高度，how2.9731000LsElw3。所以板22.973LsE上液层层静压头降hl0hL0(hwhow)0hw1000lw23 液体表面力所造成的静压头h和液面落差h可忽略

LS液体经过降液管的静压头降可用式hd0.2lh

w02则

(HThw)hc0hLhL＋hdhc＋hd（10）hL

LSU5.34v0.1532Lglwh0202hw2.9733600LS（10）1000lw23 式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系 U0VS4

2d0N式中各参数已知或已计算出，即

0.5;HT0.45m;hw0.0435m;00.5;v2.973kg/m3;l799.99kg/m3;N193; U05.93m/s；h00.0351m；d00.039m代入上式。

22整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS29.65650718.066LS56.28LS3 此式即为液泛线的方程表达式。在操作围任取若干Ls值，依

VS29.65650718.066LS56.28LS3

Ls 0.001 0.003 Vs

220.005 0.007

2.261

3.007 2.83 2.60

用上述坐标点便可在Ls:Vs负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。 8.4 液相负荷上限线

为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。

由式AfHTLS3～5秒可知，液体在降液管最短停留时间为3～5秒。取

5s为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量Lsmax,

即

液

相

负

荷

上

限

，

于

是

可

得

LsmaxAfHT5AfHT0.11110.450.01m3/s显然由式Lsmax所得到的液相

55上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。 8.5气体负荷下限线（漏液线）

对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F05计算相应的气相流量

(Vs')min

(Vs')minF25d0N00.03921900.673m3/s 4V42.848.6液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该

线为与气相流量无关的竖直线。

22.843600LS3E0.006 取E1.0、代入lw的值则可求出Ls为 min1000lwLsminlw0.006100020.006100020.9240.000895m3/s 36002.84136002.84E33上式后得

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5). 所的负荷性能图如下：

9小结

1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。 2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax =1.58 m3/s,气相负荷下限 Vsmin≤0.46 m3/s，所以可得

操作弹性Vsmax1.583.43 Vsmin0.46塔板的这一操作弹性在合理的围(3～5)之，由此也可表明塔板设计是合理的。