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1、分离水甲醇混合物设计方案一、设计方案的确定本设计任务为分离水-甲醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设 计中采用泡点进料，将原料液通过预热加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽 采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后 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。二、物料衡算1. 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数水的摩尔质量 Ma=18 kg/mol甲醇的摩尔质量M b= 32 kg/mol则可知：Xf= (0.6/32)/(0.6/32+0.4/18 )= 0
2、.458Xd=(0.98/32)/(0.98/32+0.02/18)=0.964原料的处理量：F=25X 106/(330 X 24)=3157kg/h=3157/(0.458 X 32+0.542 X 18)=129 根据回收率：n = XdX D/( X fX F)=0.98则有：D=60由总物料衡算：F D W以及：xF F xD D W xW容易得出：W=69 Xv=0.014三. 塔板数的确定1. 理论塔板数Nr的求取水-甲醇属理想物系，可采用图解法求理论板层。由手册查的水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出 X-Y图甲醇-水汽液平衡数据:xYXyxy0.000.0000.150.5170
3、.700.8700.020.1340.200.5790.800.9150.040.2340.300.6650.900.9580.060.3040.400.7290.950.9790.080.3650.500.7791.001.0000.100.4180.600.825祐 |110.20.40.60,8L2甲醇一水汽液平衡线最小回流比及其操作回流比的求解：y =0.570, x =0.194RminxD y : y x =(0.982-0.570/(0.570-0.194)=1.096取操作回流比为 R 1.8Rmin =1.8 1.096=1.97求精馏塔的气.液相负荷。L R D =1.97
4、 X 60=118.2V=(R+1) X D=178.2L' =L+F=118.2+129=247.2V =V=178.22. 精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：yn+1=0.66xn+0.33提馏段操作线：y m+=1.4Xm' -0.00543. 图解法求理论板层数总理论板层数Nr=10(包括再沸器)进料板位置2=54. 实际板层数的求取精馏段实际板层数N精=5/0.6=8提馏段实际板层数N提=5/0.6=8四精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据1.操作压力计算塔顶操作压力 P D=101.3+0.7=102KPa每层塔板压降 p=0.7 KPa进料板压力Pf=102+0
5、.7 X 8=107.6精馏段平均压力 P m=(107.6+102)/2=104.82. 操作温度计算查表可得安托尼系数ABCMin MaxH2O7.074061657.46227.0210 168CHOH7.197361574.99238.23-16 91HO的安托尼方程： lg pA 7.07406 1657.46/tA 227.02CHOH的安托尼方程：lg pB 7.19736 1574.99 tB 238.86甲醇的tBlg101.3 7.19736 1574.99 tB 238.86C tB 64.5由泡点方程试差可得当tD67.0 C 时K/11同理可求出tF 85.2 C时K
6、jX 11 1tW 103.2 C 时KiX. 1所以塔顶温度tD 67.0 C进料板温度tF 85.2 C塔釜温度tW 103.2 C精馏段平均温度 tm67.0 85.2 2 76.1 T提馏段平均温度 tm103.2 85.2 ,2 94.2 C3. (1)平均摩尔质量计算由yi=X=0.964查平衡曲线得 Xd=0.956MVd=0.964 X 32+(1-0.964) X 18=31.54MLd=0.956 X 32+(1-0.956) X 18=31.42(2) 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.75查平衡曲线得 Xf=0.458M =0.75 X 32+(1-0.75) X 18
7、=19.50VFmM =0.458 X 32+(1-0.458) X 18=24.41VFm(3) 精馏段平均摩尔质量计算M =(31.54 +19.50)/2=25.52M =(31.42+24.41)/2=27.9154. 平均密度计算(1) 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即p =PM/RT =104.8 X 25.52/8.314 X (76.1+273.15)=0.92Vm m VM m(2) 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/ p ="a / pLmii塔顶液相平均密度的计算:由tD 67.0 C,查手册得p A=812.7kg/m3,p B=807.
8、9g/m3p LDm=1/(0.96/812.7+0.04/807.9)=812.5进料板液相平均密度的计算：由tF 85 .2时,查手册得p a=793.1p b=790.8进料板液相的质量分数为a ap lfh=1/(0.35/793.1+0.65/790.8)=791.6精馏段液相平均密度为p lF(812.5+791.6)/2=802.15. 液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即lgu lfXx lg 卩.塔顶液相平均黏度的计算 :由tD 67.0 C,查手册得jl A p Blg l LFm解出精馏段液相平均黏度为五 . 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 精馏段L=78.63km
9、ol/h V=126.11 kmol/h精馏段的气、液相体积流率为VfVW3600 p Vm= (126.11 X 29.46) /(3600 X 1.049)=0.9838 m 3/sL s=LM3600 p Lm=(78.63 X 19.99)/(3600 X 787.33)=0.000554 m 3/sUmax式子中，负荷因子C求图的横坐标为C20(胡“2由史密斯关联图查得C再Fv=L/VX ( p 1/ p v)°.5=(0.000554/0.9838)X (716.91 X 1.049) 0.5 =0.0176取板间距，H=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，贝U
10、 HT-hL=0.35 m由史密斯关联图得C20 =0.065气体负荷因子C= C2qX ( c /20) 0.2=0.065 X (62.6/20) 0.2 =0.0817 U ma=2.06取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8LmaX=0.8 X 2.06=1.648m/s<4 /Qn cD=(4V/(冗卩)=(4 X 0.8671)/(3.14 X 1.648). =0.819按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为 At=3.14 X 0.6 X 0.6=1.1304 m2实际空塔气速为 L实际=1.648/1.1304= 1.458m/sL实际/ U maF1.458/2
11、.06=0.71(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)史密斯关联图0.150*02>1(2)提馏段塔径的计算与板间距的确定0UO0.08【圭口站.H.tF*0.30-H 二 6JT 二P；心七V'=126.11kmol/hL' =251.28kmol/h提馏段的气、液相体积流率为3V' S=V' MW3600 p' Vn=(126.11 X 22.66)/(3600 X 0.8846)=0.8973m /sL' s=L' Mn/3600 p' lh=(251.28 X 19.96)/(3600 X 907.51)=3.85
12、 X 10-6mi/sUmax C L V式中，负荷因子C C20( 严由史密斯关联图(如图3)查v V0.02得C20再求图的横坐标Flv=L' /V' X ( p i/ p v)0.5=(3.85 X 10-6/0.8973) X (907.51/0.8846) 0.5=1.3 X 10-4取板间距，H=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m，贝U HT-hL=0.34 m由史密斯关联图，得知C2c=0.070.2 0.2气体负荷因子 C= C20X ( c /20) . = 0.07 X (54.271/20). =0.0855UfO.0855 X (907.51/
13、0.8846)-10.5=2.73 m/s取安全系数为 0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8X 2.73=2.184m/sD=(4VS/( np ) 1/2=(4 X 0.8973)/(3.14/2.184)0.5 =1.580m按标准塔径圆整后为 D=1.2m塔截面积为 At=3.14X0.6X0.6=1.13 m2实际空塔气速为 U实际=2.184/1.13=1.93m/sU实际/ U maR.93/2.73=0.707(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)(3) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=(N精-1 ) H= (15-1 )X 0.40=5.6 m提馏段有
14、效高度为 Z提=(N提-1 ) H= (6-1 )X 0.40=2 m在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.8 m故精馏塔有效高度为 Z=Z精+Z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m(4) 精馏段 溢流装置计算因塔径 D=1.2m所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。(此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 堰长 lw可取 lw=0.60D=0.72m 溢流堰高度 hw由 hw=hL how 选用平直堰， ( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。)堰上层液高度how由下列公式计算
15、，即有how=2.84/1000 X EX( Lh/lw)()并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0，则how=0.0083m取板上清液层高度 hL=0.05 m, 故 hw=0.0417m 弓形降液管的宽度 Wd和截面积Af由 Wd/D=0.6 m 查可求得 Af/AT=0.057Wd/D=0.15Af=0.057X0.785=0.0448 m2,Wd=0.125X1.2=0.15 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 =3600 Af X HT/L h= 3600 X 0.0448 X 0.40/ (3600 X 0.0084)=21.31s >5s其中HT即为板间
16、距0.40m, Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。 降液管底隙高度 ho ho= Lh/(3600XlwXuo'), 取uo'=0.07m/s,h o=0.0084X3600/(3600 X 0.72X0.07) =0.020024 m>0.02mHw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191 >0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'w=55mm。(5) 塔板布置 塔板的分块因为D> 800mm所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为3块 边缘区宽度确定取 Ws=W' s= 65mm
17、, Wc=35mm 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有 Aa=2x (r2 x2) 0.5+n r 2/180 x sin-1 ( x/r ) 其中 x=D/2 (Wd Ws)r= D/2 Wc并由 Wd/D=0.125， 推出 Wd=0.125由上面推出 Aa=0.530m(6) 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用S= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t=3 do=15mm筛孔的数目 n 为 n=1.155Ao/t2=2721 个开孔率为© =0.907 (do/t ) 2=10.1%气体通过阀孔的气速为
18、 Uo=Vs/Ao=1.481/ (Aax©) =27.67m/s(7) 溢流装置计算因塔径D=1.0m所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘(同精馏段) 各项计算如下： 堰长 lw可取 lw=0.60D=0.60m 溢流堰高度 hw由hw=h how可选取平直堰，堰上层液咼度 how由下列公式计算，即有how=2.84/1000 xEx(Lh/lw) (2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0，则how=0.0159m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m取板上清液层高度 hL=0.06 m 弓形降液管的宽度 Wc和截面积Af由 Wd/D=0.6 m
19、查图可求得 Af/AT=0.057Wd/D=0.125Af=0.057 X 0.785=0.044745 mWd=0.125X 1.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即9 =3600 Af X HT/Lh= 3600 X 0.044745 X 0.40/ (3600 X 0.0022)=8.14s > 5s其中HT即为板间距0.40m, Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。 降液管底隙高度 hoho= Lh/(3600XlwXuo' )取 uo'=0.17mho=0.0022X3600/(3600X0.6X0.17) =0.022
20、 m >0.02mHw-hO=0.0417-0.022=0.0197m>0.006 m故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 h'w=55mm。(8) 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用S= 3mm碳钢板，取筛孔直do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t=3 do=15mm 筛孔的数目 n 为2n=1.155Ao/t 2=2721个2开孔率为© =0.907 (do/t ) =10.1%气体通过阀孔的气速为Uo=V' s/Ao= 1.466/ (0.101 X 0.530 ) =27.38m/s六. 塔板的压降(
21、1) 干板的阻力 hc 计算干板的阻力he计算由公式：hc=0.051(u o/c o) 2x(p v/ p i)并取do/ S = 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，eo=0.772所以 hc=0.051(27.67/0.772) 2 x ( 1 .0 1 /8 1 9. 1 )=0.0786m 液柱(2) 气体通过液层的阻力 hl 的计算气体通过液层的阻力hl由公式：hl= B hLua=Vs/(ATAf)=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sA /QA /QA /QFo=1.897(1.01)=1.90kg /(s m ) 查得B =0.54所以 hl=B h
22、L=0.54x(0.0417+0.0083)=0.027 m 液柱(3) 液体表面张力的阻力h°计算液体表面张力的阻力h°由公式h°=4c l/ (p i X gx do)计算，则有-3he =(4 X 37.97 X 10)/(819.1 X 9.81 X 0.005)=0.0038 m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp,可按下面公式计算hP=he+hl+he=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp= hpXp iXg = 0.1094 X819.1 X 9.81=879.07Pav0.9KPa (设计许
23、值)(4) 液沫夹带量，采用公式：ev=5.7X106/eLX u a/(HThf) 3.2由 hf=2.5hL=2.5X0.05=0.125m 所以：-6-3ev=(5.7 X10-6/37.97 X10-3) 1.897/(0.4-0.125)=0.068kg 液/kg 气v 0.1kg 液/kg 气 可知液沫夹带量在设计范围之内。(5) 对于筛板塔，漏液点气速 uo,min 可由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-h J/ p l / p Q "2=8.81m/s实际孔速为U o27.67m/s > Uo,min稳定系数为 K =Uo/Uo,mi
24、n=27.67/8.81=3.14 > 1.5故在本设计中无明显漏液。(6) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子：Hdw (Ht+ hw)甲醇与水属于一般物系，取书=0.5，则书(Ht+ hw)=0.5 (0.40+0.0417 ) =0.221m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有22hd=0.153(uo') =0.153 X (0.07) =0.0007m 液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m 液柱则有：Hd(Ht+ hw)，于是可知本设计不会发生液泛。(6) 塔板的压降 干板的阻力 hc 计算干板的阻力
25、he计算由公式：hc=0.051(u o/c o)2 X(p v/ p l)并取 do/ S = 5/3=1.67 ,可查图得，eo=0.772，所以 h'c = 0.0561m 液柱 气体通过液层的阻力 hl 计算气体通过液层的阻力hl由公式：hl= B hLua=Vs/(ATAf) =1.879m/sFo=1.897X0.80.5=1.68kg1/2/s m 可查图得B =0.58，所以hl= B他=0.0344m液柱 液体表面张力的阻力h°计算液体表面张力的阻力h.由公式he = c l/ (p i x gx do)计算,则有hff =0.0052m液柱气体通过每层塔板
26、的液柱高度 hp,可按公式：hP=hc+hl+h e=0.0947m液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp= hpXp i x g = 850.59Pav 0.9kPa计算结果在设计充值内(7) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的 影响。(8) 液沫夹带液沫夹带量，采用公式：ev=5.7 x 10-6/ e lX u a/(HT hf) 3.2 由 hf=2.5hL=0.125m所以 ev=5.7x 10-6/55.13 x 10-31.879/(0.40-0.125)3.2=0.048 kg 液/kg 气 v 0.1 kg 液/kg 气 可知液沫夹带
27、量在设计范围之内。(9) 漏液对于筛板塔，漏液点气速Uo,min可由公式1/2Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-he)/ p L /pV1/2=9.55m/sUo=27.38m/s> Uo,min稳定系数为 K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.87> 1.5，故在本设计中无明显漏液。(10) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液咼度 Hd应服从式子Hdw (Ht+ hw)甲醇与水属于一般物系，取书=0.5则 书(Ht+ hw)=0.5 ( 0.40+0.417)=0.221m而 Hd=hp+h+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(u
28、。)2=0.004m 液柱Hd=hp+h+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m 液柱则有：Hdw (Ht+ hw)于是可知本设计不会发生液泛。七.塔板负荷性能图(1)漏液线UUn=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h<r)/ p L / p v1/2UO,min =Vs, min /Ao(2/3)hL= h w +h owhow =2.84/1000 X EX( Lh/lw)VS, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hw+2.84/1000 X EX( Lh/lw) (2/3)- h . p l / p1/2V 2/31/2=5.178 (0.
29、007151+0.1219LS)在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.1Ls m 3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.4610.4840.5100.529(2)液沫夹带线3.2ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下: ev=5.7 x 10-6/ er l x u a/(H t hf)Ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vs hf=2.5h L=2.5(h w+ h ow)hw=0.0417(2/3)how=2.84/1000 x EX(Lh/lw) ev=5.7 x 10-6/37.97 x 10-31.35
30、1Vs/(0.3-2.30 Ls 2/3) 3.2 =0.1hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HT hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3整理得 Vs=1.70-13.00 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.2Ls m 3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.346(3)液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度 how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式 how=2.84/1000 x Ex(Lh/lw) (
31、2/3) =0.005Ls,mi n=0.00024m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4) 液相负荷上限线以B =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式0 = (Af X Hr) /L s=4故 Ls,max= (Af X Hr) /4= (0.0447 X 0.40 ) /4=0.00447 m 3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(5) 液泛线令 Hd=p (Ht+ hw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=L= h w +h OW联立得 书 H+ (书-B -1)h w=( B +1) h ow+ hc + hd + hCT忽略hff,将
32、hOW与 Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a' V2s=b' -c ' Ls 2-d ' Ls2/3 式中a =0.051/(A oCo) X(p v/ p i )'=书 HT+ (书-B -1)h w2c' =0.153/(lwh 9-3(2/3)=2.84 X 10 X EX ( 1+ B )(3600/lw)3将有关数据代入，得a' =0.051/(0.101 X 0.530 X 0.772) 2 X( 1.01/819.1 ) =0.037b' =0.5 X 0.4 + (0.5-0.54-1) X 0.04
33、17=0.1572c' =0.153/(0.6 X 0.02) =1062.500d' =2.84 X 10-3 X 1 X ( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3) =1.444 故Vs=4.24-28716.22 Ls 2-39.03 L 2/3sLs m 3/s0.00050.00150.00300.0045在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.3Vs m3/s3.993.663.172.60负荷性能图00.0020.0040.006Ls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
34、限为漏控制。由图查得33Vs,max= 1.623m /sVs,min=0.400 m /s故操作弹性为：Vs,max/ V s,min =1.623/0.400=4.0(6) 漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 h L-h J/ p l / p V1/2Uo,min=Vs, min /Aohl= h w +h owhOW =2.84/1000 X EX( Lh/lw) (2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hv+2.84/1000 X EX( Lh/lw) (2/3)- h 訂 p l / pV 1/2=6.151 (0.005821+0.
35、1219LS 2/3) 1/2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.4Ls m 3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.5000.5300.5620.588(7)液沫夹带线ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下:ev=5.7 x 10-6/ er l x u a/(H t hf)3.2a=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5h L=2.5(h w+ h ow)hw=0.0417how=2.84/1000 x EX(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls 2/3)=0.10+2.
36、3Ls2/3HT hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3ev=5.7 x 10-6/37.97 x 10-31.351Vs/(0.3-2.30 Ls 2/3) 3.2 =0.1整理得:Vs=1.70-13.00 Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表7.5Ls m 3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.346(8) 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度 how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000 x Ex(Lh/lw) (2/
37、3) =0.005Ls,min=0.00064m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(9) 液相负荷上限线以B =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式9 = (Af x Hr) /L s=4故 Ls,max= (Af x HT) /4= (0.0447 x 0.40 ) /4=0.00447 m 3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(10)液泛线令 Hd=p (Ht+ hW)Hd=hp+hL+hdhp=he+hl+h °hl= B hLh= h w +h ow联立得：书 HT+ (书-B -1)h w=( B +1) h ow+ he + hd +
38、h忽略h°,将how与 Ls、hd和Ls、he与Vs的关系代入上式，得：a' V2s=b' -c '22/3Ls -d Ls式中 a' =0.051/(A oCo)2 x(p v/ p i)b' = HT+ (书-B -1)hwe' =0.153/(lwh d2d' =2.84 X 10-3 X EX ( 1+ B )(3600/lw) (2/3)将有关数据代入，得a' =0.051/(0.101 X 0.530 X 0.772) 2 x( 0.80/915.6 ) =0.026b' =0.5 X 0.4 + (
39、0.5-0.58-1) X 0.0417=0.1552c' =0.153/(0.6 X 0.022) =878.100d' =2.84 X 10-3 X 1 X ( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3) =1.482 故Vs=5.96-33773.08 Ls 2-57.00 Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.6Ls m 3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s5.5925.1374.4703.722负荷性能图7.2在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA即作出操作线。由图（1-3）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33VS,max= 1.562m /sVs,min=0.514 m /s故操作弹性为VS,max/ V s,min =1.562/0.514=3039