正戊烷—正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计课程设计(35页).doc

-正戊烷正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计课程设计-第 35 页化工原理课程设计题目：正戊烷正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计学院：生命科学学院班级：制药工程1101班姓名：黄静学号：20114790021指导老师:陈驰设计时间：2013年6月15日到6月28日目录前言第一章板式精馏塔设计任务书41.1、设计题目41.2、设计任务41.3、操作条件41.4、设计内容及要求5第二章设计方案简介5第三章.工艺计算63.1设计方案的确定63.2精馏塔的物料衡算73.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率73.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量73.2.3物料衡算73.3 塔板数层数NT的确定83.3.1理论板层数NT83.3.2实际板层数的求取103.4操作压力的计算123.5操作温度的计算123.6平均摩尔质量计算123.7平均密度计算133.7.1气相平均密度133.7.2液相平均密度143.8精馏段、提馏段的液体平均表面张力计算153.9精馏段、提馏段的液体平均粘度计算173.10物性数据汇总18第四章板式塔结构设计194.1板径的计算194.1.1最大空塔气速和空塔气速194.1.2塔径224.2精馏塔高度计算224.2.1塔高H224.2.2有效高度Z23第五章塔板计算235.1塔板主要工艺尺寸235.1.1精馏段、提馏段溢流装置计算23（1）堰长23（2）溢流堰高度23（3）弓形降液管宽度及截面积24（4）降液管底隙高度255.1.2精馏段、提馏段塔板布置26（1）塔板的分块26（2）边缘区宽度确定26（3）开孔区面积计算27（4）筛孔计算及其排列275.2精馏段、提馏段筛板的流体力学验算275.2.1精馏段、提馏段塔板压降27（1）干板阻力 hc计算27（2）气体通过液层的阻力hL计算28（3） 液体表面张力的阻力计算285.2.2 液面落差295.2.3 液沫夹带295.2.4漏液305.2.5液泛305.3 精馏段、提馏段塔板负荷性能图315.3.1 漏液线315.3.2 液沫夹带线325.3.3 液相负荷下限线335.3.4 液相负荷上限线335.3.5 液泛线335.3.6 塔板负荷性能图35第六章精馏塔辅助设备的计算和选型366.1塔体总结构366.2冷凝器37第七章设计结果汇总38第八章结束语408.1对本设计的评价408.2设计感想40第九章参考文献41前言化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此掌握气液相平衡关系熟悉各种塔型的操作特性对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计正戊烷正己烷物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等是较完整的精馏设计过程。该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下各组分的饱和蒸汽压不同这一性质使液相中的轻组分转移到汽相中汽相中的重组分转移到液相中从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。 精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定，设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高第一章板式精馏塔设计任务书1.1、设计题目正戊烷正己烷连续精馏筛板塔的设计1.2、设计任务1. 原料： 正戊烷-正己烷2. 正戊烷含量： 料液含量0.5（摩尔分数）3. 设计要求： 塔顶的正戊烷含量不小于0.97（摩尔分数）塔底的正乙烷含量不大于0.03（摩尔分数）4. 处理能力： 35280吨每年，年开工280天5. 进料状态: 属于泡点进料6. 操作压力: 是常压，采用间接蒸汽加热方式7. 设备型式： 筛板塔1.3、操作条件精馏塔的塔顶压力 4 kpa（表压） 进料状态 泡点进料 回流比 1.5Rmin 单板压降 p0.7kPa（表压） 全塔效率 ET=43.35（计算得出的）当地大气压 101.33 kPa1.4、设计内容及要求1. 确定精馏装置流程;2. 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算、理论塔板数、塔板效率,实际塔板数等。3. 主要设备的工艺尺寸计算板间距、塔径、塔高、溢流装置、塔盘布置等。4. 流体力学计算流体力学验算、操作负荷性能图及操作弹性。5. 主要附属设备设计计算及选型第二章设计方案简介流程的设计与说明工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。第三章.工艺计算3.1设计方案的确定 本设计任务为分离正戊烷和正己烷混合物。对于二元混合物的分离应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料将原料夜通过预热器加热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入储罐。该物系属易分离物系最小回流比较小操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热流程的确定和说明。其中流程的确定和说明：1.加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料方式，本次加料可选泵加料。泵和自动调节装置配合控制进料。2进料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料、汽液混合物进料、露点进料、加热蒸汽进料等。泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时，塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。3冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。4加热方式采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。操作条件在前面已经介绍，此处不赘述。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率X=0.5 X=0.97 X=0.033.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量正戊烷的摩尔质量为72.151正己烷的摩尔质量为86.178M=72.1510.5+86.1780.5=79.16(kg/mol)M=72.1510.97+86.1780.03=72.57(kg/mol)M=72.1510.03+86.1780.97=85.76(kg/mol)3.2.3物料衡算原料原处理量F=66.32（kmol/h）由总物料衡算得F=D+W和易挥发组分物料衡算Fx=Dx+Wx算出D=W=33.16（kmol/h） 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品流量 W-塔底产品流量3.3 塔板数层数NT的确定 3.3.1理论板层数NT理论板层数N的求取方法有三种： （1）图解法（x-y图、两操作线）（2）逐板计算法（3）简捷计算法（吉利兰关联图） 由于方法一与方法三的图很难绘制，这里采用方法二求解。 步骤一：由各组分的饱和蒸汽压与温度的关系可以求出平均相对挥发度温度T/正戊烷（Pa）正己烷（Pa）总压（pa）xy60214100763501013300.1813 0.3832 58191695672081013300.2741 0.5185 56186094649221013300.3005 0.5518 54179092620651013300.3355 0.5930 52170340584941013300.3830 0.6438 50159400540301013300.4489 0.7061 48141255471571013300.5757 0.8025 46136718454391013300.6123 0.8262 44131048432911013300.6614 0.8553 42123960406061013300.7285 0.8912 40115100372501013300.8231 0.9350 3557550186251013301.0410 1.0126 表1：各组分的饱和蒸汽压与温度的关系由表中数据知：60时：=2.81 40时：=3.09 =2.95步骤二：求出R 由于是饱和液体进料：q=1 q线为垂直线 故= X=0.5 代入=0.75 Rmin=0.88 R=1.5 Rmin=1.32步骤三：求精馏塔的气、液相负荷步骤四：求操作线方程 精馏段操作线方程为 =0.569x+0.418提留段操作线方程为 =1.431x-0.0129相平衡方程为 x=两操作线交点的横坐标为步骤五：求理论塔板数：交替使用相平衡方程与操作线方程可判断第六块为加料粄综上可知理论板数为9，精馏段板数为5，第六块为加料板，提馏段板数为33.3.2实际板层数的求取步骤一： 利用表1中数据由插值法可求得,。 ： =49.19 ：=36.63 ： =62.52 故 塔顶与塔底平均温度T=49.58步骤二：由内插关系式求粘度：表2 各组分的粘度与温度的关系温度T/正戊烷（mPa·s）正己烷（mPa·s）600.1720.217400.1990.255查表2并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度L故 =-0.2467得 L=0.56665 mPa·s表3 各组分的相对挥发度与温度的关系温度T/相对挥发度平均挥发度36.633.112.909562.522.709所以 塔效率ET=0.49(L)-0.245 =(2.90950.56665)-0.245 =0.4335精馏段实际板层数 NP（精）=5/0.433512提留段实际板层数 NP（提）=3/0.43357总实际板层数 NP= NP（精）+ NP（提）=12+7=193.4操作压力的计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压降 塔底压降 精馏段平均压降 =(105.33+113.73)/2=109.53 kPa提馏段平均压降 3.5操作温度的计算1 塔顶温度：36.63 计算如下：根据表1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系数据T=求得T=36.632 塔釜温度：同上用内插法可求得：62.523 加料板温度：50.15 计算如下：根据加料板，=36.63时 X=0.97 ，=62.52时 X=0.03的数据由内插法可以得： 求得T=50.154精馏段温度：43.39 计算如下： T=（36.63+62.52）/2 =43.395 提馏段温度：56.34（同4的求法）6 全塔温度：49.58 计算如下：T=(50.15+62.52)/2 = 49.583.6平均摩尔质量计算1.塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD=y1=0.97和相平衡方程，得x1=0.916MVDm=0.97×72+0.03×86= 72.42kg/kmolMLDm=0.916×72+0.084×86=73.18kg/kmol进料板气、液混合物平衡摩尔质量:由图解理论板（见图1），得xF=0.479，根据相平衡方程，得yF=0.731MVFm=0.731×72+0.269×86=75.77 kg/kmolMLFm=0.479×72+0.521×86=79.29 kg/kmola.精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=(72.42+75.77)/2= 74.10kg/kmolMLm=(73.18+79.29)/2=76.24 kg/kmol 塔釜气、液混合物平均摩尔质量：由x=0.03和相平衡方程，得MVDm=0.084×72+0.916×86=84.82 kg/kmolMLDm=0.03×72+0.97×86=85.58kg/kmolb.提馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=(84.82+75.77)/2= 80.30kg/kmolMLm=(85.58+79.29)/2=82.44 kg/kmol3.7平均密度计算3.7.1气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即精馏段的气相平均密度：Vm=kg/m3 提馏段的气相平均密度： Vm=kg/m33.7.2液相平均密度 液相平均密度计算公式：表4 各组分的液相密度与温度的关系温度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3塔顶液相平均密度塔顶温度：由表4数据，根据内插法可得：塔顶液相的质量分数为进料板液相平均密度进料板温度：tF=49.19由表4数据，根据内插法可得：进料板液相的质量分数为a.精馏段液相平均浓度为Lm=（613.48+614.73）/2=614.11 kg/m3同理可得：釜液温度：由表4数据，根据内插法可得：塔釜液相的质量分数为b.提馏段液相平均浓度为Lm=（616.56+614.73）/2=615.65 kg/m33.8精馏段、提馏段的液体平均表面张力计算液相平均表面张力计算公式： Lm=表5 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18塔顶液相平均表面张力：塔顶温度：由表5中各组分的表面张力与温度的关系，由内插法计算得：= 14.21（ ） =16.33（）=0.97×14.21+0.03×16.33=14.27（）进料板液相平均表面张力：进料板温度： =12.89（） =14.98（）=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98（）a.精馏段液相平均表面张力为=（14.27+13.98）/2=14.13（）同理可得：塔釜液相平均表面张力：塔釜温度：由表5中各组分的表面张力与温度的关系，由内插法计算得：= 11.50（ ） =13.75（）=0.03×11.50+0.97×13.75=13.68（）进料板液相平均表面张力：进料板温度： =12.89（） =14.98（）=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98（）b.提馏段液相平均表面张力为=（13.68+13.98）/2=13.83（）3.9精馏段、提馏段的液体平均粘度计算 液相平均黏度计算公式：表6 各组分的粘度与温度的关系温度（）正戊烷/mPa·s正己烷/ mPa·s200.2340.637400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166塔顶液相平均黏度：塔顶温度：根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求： 得 得进料板液相平衡黏度：进料板温度：根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求：得a.精馏段液相平均黏度为同理可得： 塔釜液相平均黏度：塔釜温度：根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求： 得 得b.提馏段液相平均黏度为：3.10物性数据汇总T（）L（kg/m3）V(kg/m3)(mPas)(×10-3N/m)M(kg/kmol)塔顶36.63加料板50.15塔釜62.52精馏段43.39614.113.080.20914.13MVm=74.10MLm=76.24提馏段56.34615,653.470.210513.83MVm= 80.30MLm=82.44第四章板式塔结构设计4.1板径的计算4.1.1最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速空塔气速 步骤一：精馏段的气、液相体积流率为:其中V=V=76.93 kmol/h，L=43.77 kmol/h，L=110.09 kmol/h其他物性数据从汇总表可查得，不一一赘述：步骤二：提馏段的气、液相体积流率为步骤三：C由公式求取，其中的C20由附图7查取，图中横坐标为精馏段：提馏段：取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m图7 史密斯关联图查图7得精馏段：C20=0.085 提馏段:C20=0.075精馏段负荷系数C（精）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.6×1.113=0.668m/s提馏段负荷系数C（提）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.6×0.930=0.558m/s4.1.2塔径精馏段：按标准塔径圆整后后为D=1.1m塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段：按标准塔径圆整后后为D=1.1m塔截面积为 实际空塔气速为 4.2精馏塔高度计算4.2.1塔高H其中，为塔顶与第一块板之间的距离且一般取11.5m，为实际塔板数，为人孔数且57块板设一人孔，为板间距（m），为人孔处的板间距且一般取0.6m， 为进料板处的板间距且一般取二倍的板间距（m），为塔釜与最下一块板的距离且一般取11.5m，为裙座高度且一般为1.52m。注：1在塔高计算时确定的人孔数不包括塔顶和塔釜所设的人孔。2此处计算的塔高是塔总高，即从塔的底座至塔顶封头处的高度。 塔高H： m4.2.2有效高度Z精馏段有效高度为：m 提馏段有效高度为：m 实际塔板数为N=9块，板间距由于料液较为清洁，无需经常清洗，可取每隔6块板设一个人孔，则人孔的数目S为：1个人孔的高度为，故精馏塔的有效高度为：Z=3.5m第五章塔板计算5.1塔板主要工艺尺寸5.1.1精馏段、提馏段溢流装置计算 因塔径D=1.1m，可选取单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：5.1.1.1堰长 精馏段 取 =0.7D=0.7×1.1=0.77m 提馏段 取 =0.7D=0.7×1.1=0.77m5.1.1.2溢流堰高度 溢流堰高度计算公式：选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即精馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故提馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故5.1.1.3弓形降液管宽度及截面积 图8 和值与LW/D的关系精馏段 由，查图8得： ，故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理。提馏段 由，查图8得： 故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即5.1.1.4降液管底隙高度 计算公式：精馏段 ： 取，则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。5.1.2精馏段、提馏段塔板布置图9 塔板的结构参数 (1)塔板的分块 因D800mm,故塔板采用分块式.应将塔盘分块，保持有一块通道板，两块弓形板， 其余为矩形板，分块情况如下：表9 塔径与分块数的关系塔径（mm）800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3456 因此，塔板分为3块. (2)边缘区宽度确定取WS=WS'=0.065 m,WC=0.035 m (3)开孔区面积计算 对于单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算式中：x=D/2-(Wd+Ws)=1.1/2-(0.167+0.065)=0.318m r=D/2-WC=1.1/2-0.035=0.515 故Aa=2(0.318+arcsin)=0.611m25.1.2.4筛孔计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性,可选用=3mm的碳钢板,取筛孔直径d0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t=3d0=35=15mm 筛孔数目 n=3136开孔率为 =0.907()=0.907()2=10.1%气体通过阀孔的气速为 U0=8.33m/s5.2精馏段、提馏段筛板的流体力学验算5.2.1精馏段、提馏段塔板压降5.2.1.1干板阻力 hc计算 hc=0.051（）2() 精馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故hc=0.051()2()=0.0298 m液柱 提馏段 由d0/=5/3=1.67，查图得C0=0.772 故h'c=0.051()2()=0.0335m液柱5.2.1.2气体通过液层的阻力hL计算 hL=hL精馏段ua=0.723m/sF0=0.723=1.27kg1/2（sm1/2）查图得=0.61故 hL=hL=（hw+how）=0.61（0.0395+0.0105）=0.0305m液柱提馏段u'a=0.530m/sF'0=0.530=0.99kg1/2（sm1/2）查图得=0.90故 h'l=h'L=（h'w+h'ow）=0.90（0.0395+0.0205）=0.054m液柱5.2.1.3 液体表面张力的阻力计算 精馏段 液体表面张力所产生的阻力h=0.0019m液柱 提馏段 液体表面张力所产生的阻力h'=0.0018m液柱 所以 精馏段 气体通过每层塔板的液柱高度 hp=hc+hl+h=0.0298+0.0305+0.0019=0.0622m液柱 气体通过每层塔板的压降为 Pp=hpg=0.0622614.119.81=374.7Pa<0.7kPa(设计允许值) 提馏段 气体通过每层塔板的液柱高度 h'p=h'c+h'l+h'=0.0335+0.054+0.0018=0.0893m液柱 气体通过每层塔板的压降为 P'p=h'pg=0.0893615.659.81=539.3Pa<0.7kPa(设计允许值)5.2.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差较小，且本题的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响.5.2.3 液沫夹带 液沫夹带量 ev=()3.2 精馏段 hf=2.5hL=2.50.0305=0.076m 故ev=()3.2=0.0033kg液/kg气<0.1kg液/kg气 提馏段 h'f=2.5h'L=2.50.054=0.135m 故e'v=()3.2=0.0022kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内5.2.4漏液 精馏段 对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算： u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.199m/S 实际孔速 u0=8.33>u0，min 稳定系数为 K=1.98>1.5 故在本设计中精馏段无明显漏液 提馏段 u0，min=4.4C0 =4.40.772=4.706m/S 实际孔速 u0=8.33>u0，min 稳定系数为 K=1.77>1.5 故在本设计中提馏段无明显漏液5.2.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从 Hd（HT+hw） 正戊烷-正己烷物系属一般物系，取=0.5，则 精馏段 （HT+hw）=0.5（0.45+0.0395）=0.245m 而 Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，hd=0.153（u'0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 Hd=0.0622+0.05+0.0187=0.1309m液柱 Hd（HT+hw） 故在本设计中精馏段不会发生液泛现象 提馏段 （H'T+h'w）=0.5（0.45+0.0395）=0.245m 而 H'd=h'p+h'L+h'd 板上不设进口堰，h'd=0.153（u'0）2=0.1530.352=0.0187m液柱 H'd=0.0893+0.05+0.0187=0.158m液柱 Hd（HT+hw） 故在本设计中提馏段不会发生液泛现象5.3 精馏段、提馏段塔板负荷性能图5.3.1 漏液线 精馏段： u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how，h0w=2.84×10-3E（）2/3 得Vs，min= 4.4C0A0 = 4.4×0.772×0.611× 整理得：Vs，min=2.075 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算相应的Vs，计算结果列于下表：表10 精馏段计算结果Ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.3170.3260.3370.346 由上表数据即可作出漏液线1 提馏段 u'0，min=4.4C'0 u'0，min=， h'L=h'w+h'ow， h'ow=h'0w=2.84×10-3E（）2/3 得V's，min= 4.4C'0A'0 = 4.4×0.772×0.611× 整理得：V's，min=2.075在操作范围内，任取几个L's值，依上式计算相应的V's，计算结果列于下表：表11 提馏段计算结果L's，m3/s0.00060.00150.0030.0045V's，m3/s0.3240.3330.3440.353由上表数据即可作出漏液线15.3.2 液沫夹带线 以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： ev=()3.2 由 ua=1.406Vs精馏段 hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0395，h0w=2.84×10-3E（）2/3=0.68LS2/3 hf=0.0903+1.7LS2/3，HT-hf=0.3597-1.7LS2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：Vs=2.83-13.363LS2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算相应的Vs，计算结果列于下表：表12 精馏段计算结果L's，m3/s0.00060.00150.0030.0045V's，m3/s2.7352.6552.5522.466 由上表数据即可作出液沫夹带线2提馏段 h'f=2.5h'L=2.5(h'w+h'ow)，h'w=0.0395，h'0w=2.84×10-3E（）2/3=0.68L'S2/3 h'f=0.0878+1.7L'S2/3，H'T-h'f=0.3622-1.7L'S2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：V's=2.82-13.216L'S2/3 在操作范围内，任取几个L's值，依上式计算相应的V's，计算结果列于下表：表13 提馏段计算结果L's，m3/s0.00060.00150.0030.0045V's，m3/s2.7262.6472.5452.460 由上表数据即可作出液沫夹带线25.3.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准 h0w=2.84×10-3E（）2/3=0.006 取E=1，则 Ls，min=（）3/2=0.000836m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线35.3.4 液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 =4， Ls，min=0.0163m3/s 故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45.3.5 液泛线 令Hd=（HT+hW），Hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hL ， hL=hw+how 联立得 HT+()hw=()how+hc+hd+h 忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得 a'Vs2=b'-c'Ls2-d'Ls2/3 a'=() 式中b'=HT+()hw，c'=0.153/(lWh0)2,d'=2.84×10-3E()（）2/3 将有关数据代入得精馏段 a'=（）=0.0888b'=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0395=0.184 c'=375.41 d'=2.84×10-31()（）2/3=1.102 故0.0888Vs2=0.184 -375.41Ls2-1.102Ls2/3 或Vs2=2.07 -4227.59Ls2-12.41Ls2/3 在操作范围内，任取几个L's值，依上式计算出V's值，计算结果列于下表：表14 精馏段计算结果