煤制甲醇—精馏系统工艺设计.doc

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1、精制甲醇精馏系统工艺设计摘 要在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馏知识对甲醇-水二元筛板精馏塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对实际操作有了一定的了解。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较为完整的精馏设计过程。经计算，回流比R=1.05,实际塔板为25，其中精馏段9块，提馏段16块，最终计算塔高为15.17m，精馏段操作弹性1.81，提馏段操作弹性2.02，符合要求。关键词：甲醇,水,实际塔板数,回流比,操作弹性,精馏段,提馏段第一章、概述11 精馏操作对塔设备的要求和类型 1.1.1

2、对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法

3、维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 1.1.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(

4、1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则

5、气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。1.2精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，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

6、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，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。第二章、精馏塔的物料衡算2.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32kg/kmol水的摩尔质量为： 18kg/kmolxf=(0.934/32)/(0.934/32+0.56/18)=0.482 xd=(0.99/32)/(0.99/32+0.01/18)=0.982 2.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=320.482+18(1-0.482)=24.7

7、5kg/molMd=320.982+18(1-0.982)=31.74kg/mol则可知：原料的处理量：F=100000/(3302424.75)=510.15kmol/h本设计取回收率： = xdD/(xfF)=99.5%则有： D=249.15kmol/h 由总物料衡算：F= D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出： W=261.00kmol/hxw=0.0047第三章、塔板数的确定3.1确定相对挥发度 甲醇-水Antdne常数1AB甲醇水当塔顶温度tD=65.31时 联立，解得：782.78mmHg 189.64mmHg 进料温度 tF=72.25时 联立，解得：1020.94

8、mmHg 256.84mmHg 塔底温度 tw=95.32时 联立，解得：2292.56mmHg 641.17mmHg 相对挥发度 ：3.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定已知 q=0.99 则： 相平衡方程： 联立方程，解得：ye=0.782 xe=0.484 所以， 理论板层数NT的求取Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.991-0.782)/(0.782-0.484)=0.701取操作回流比为：R=1.5Rmin=1.50.701=1.05 3.2.1精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.05246.88=259.22kmol/hV=(R+1)D=2.05246.88=506.10k

9、mol/hL=L+F=259.22+510.15=769.37kmol/hV=V=506.10kmol/h 3.2.2精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=R/(1+R)x+1/(1+R)xd=0.512x+0.479提馏段操作线：y=L/(LW)xW/(L-W)xw=1.472x-0.002第一块塔板上升气相组成：y1=xD=0.982代入平衡曲线 得第一块塔板下降液相组成：=0.934再将x1=0.934代入精馏段操作线得出y2，如此反复计算得如下结果： y2=0.957， x2=0.853y3=0.916， x3=0.740y4=0.858， x4=0.612y5=0.792 , x

10、5=0.499y6=0.734，x6=0.4190.484=xq即第四块板为理论加料板位置，改用提馏段操作线方程计算如下：y7=0.631， x7=0.312y8=0.470， x8=0.232y9=0.349， x9=0.123=0.184 ,=0.056=0.083 ,=0.023=0.032 ,=0.009=0.012 ,=0.0030.0047=xw所以，理论板数共12块(包括再沸器),第5块板加料，其中精馏段为4块板. 精馏段：块提馏段:全塔所需实际板数：16+9=25块 全塔效率实际加料版为第12块第四章物性计算4.1操作压力计算： 应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济

11、上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力=101.3=101.3kPa 单板压降P=0.7kPa进料板压力pF=101.3+0.77=106.2kPa塔底压力pw=101.3+0.711=109.0kPa精馏段平均压力pm=(101.3+106.2)/2=103.75kPa提留段平均压力pm =(106.2+109.0)/2=107.6kPa4.2操作温度计算： 表3-1 利用常压下甲醇-水平衡数据101.3251x00.0200.0400.0600.12570.1315y0

12、0.1340.2300.3040.3650.395t/10096.493.591.289.387.7x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.5937y0.7790.8250.8700.9150.9580.9791.000t/73.171.269.367.566.065.064.5塔顶气、液，进料和塔底的温度分别为tD tF tW查表一，利用内插法，得塔顶温度：（64.7-66.9）/（1-0.8741）=( tLD-66.9)/(0.965-0.8741)得到 =65.31塔底(100-92.9)/(0-0.0531)=（tw-92.9）/（0.035-0

13、.0531）得到 tW=95.32进料（72.7-71.3）/（0.5292-0.5937）=（tF-71.3）/(0.55-0.5937)得到 tF=72.25精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 4.3平均摩尔质量计算：塔顶温度：tD=65.31汽相组成yD： 进料温度：tF=72.25汽相组成yF：塔底温度：tW=95.32汽相组成yW：精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成：提馏段平均液相组成：提馏段平均汽相组成： 4.3.1精馏段精馏段平均温度：68.75精馏段平均液相组成：精馏段平均汽相组成：精馏段液相平均分子量：精馏段气相平均分子量：液相密度：气相密度：液相流量：气相流量： 4.3

14、.2 提馏段提馏段平均温度：83.75提馏段平均液相组成：提馏段平均气相组成： 提馏段液相平均分子量：提馏段气相平均分子量： 液相密度：气相密度：液相流量：气相流量：4.4 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgi 4.4.1塔顶液相平均粘度的计算 由tD=65.31查得A=0.4233mPa.s B=0.3110mPa.slgLDm=0.982lg(0.3110)+0.018lg(0.4233)=-0.505LDm=0.313mPa.s4.4.2进料板平均粘度的计算 由tF=72.25查得 A=0.3320mPa.s B=0.2550mPa.s lgLFm=0.220lg

15、(0.2550)+0.780lg(0.3320)=-0.534 LFm=0.292mPa.s 精馏段平均粘度Lm=(0292+0.313)/2=0.303mPa.s 4.4.3塔底液相平均粘度的计算 由tW=95.32查得 A=0.275mPa.s B=0.220mPa.s lgLWm=0.002lg(0.220)+0.998lg(0.275)=-0.56 LWm=0.275mPa.s 提馏段平均粘度 Lm=(0.292+0.275)/2=0.284mPa.s4.5平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xii 4.5.1塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=65.31查(2)得

16、A=64.91mN/m B=18.30mN/mLDm=0.98218.30+0.01864.91=19.139 mN/m4.5.2 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=72.25查得A=62.22mN/m B=16.40N/mLFM=0.482016.4+0.51862.22=41.171 mN/m4.5.3 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=95.32查得A=58.20mN/m B=14.40N/mLWm=0.00214.40+0.99858.2=58.11 mN/m 精馏段液相平均表面张力Lm=(41.171+19.139)/2=30.155 mN/m 提馏段液相平均表面张力Lm=(4

17、1.171+58.11)/2=49.640 mN/m第五章、精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算 5.1.1由上面可知精馏段 L=259.22kmol/h V=506.10kmol/h精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(506.1030.474)/(36001.09)=3.930m3/s LS=LMLm/3600Lm=(259.2228.605)/(3600802.1)=0.00257m3/s 式中， 负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=(L/V)(l/v)0.5=0.0173取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT

18、-hL=0.35 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.075气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.081umax=2.196m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.82.311=1.757m/s=1.688m按标准塔径圆整后为D=1.8m塔截面积为At=3.141.8/4=2.543m2实际空塔气速为u实际=3.930/2.543=1.545 m/su实际/ umax=1.545/2.311=0.669(安全系数在不充许的范围内，不符全设计要求)5.1.2由上面可知提馏段 L=769.37kmol/h V=506.10kmol/h 提馏段的气、

19、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(506.1024.9356)/(36000.91)=3.852m3/s LS=LMLm/3600Lm=(769.3722.095)/(3600881.41)=0.0054m3/s 式中， 负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=Ls/Vs(l/v)0.5=0.044取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34m由史密斯关联图，得知 C20=0.076气体负荷因子 C= C20(/20)0.2=0.091umax=2.831m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.72.

20、893=1.981m/s =1.632m按标准塔径圆整后为D=1.8m塔截面积为A=3.141.6/4=2.543 m2实际空塔气速为u实际=3.852/2.543=1.515 m/s u实际/ umax=1.515/2.831=0.535(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)5.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（9-1）0.40=3.2 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（16-1）0.65=6m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=6+3.2+0.8=10m第六章、塔板主要工艺尺寸的计算6.1 精馏

21、段溢流装置计算因塔径D=1.8m，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：6.1.1 堰长lw可取lw=0.60D=1.08m6.1.2溢流堰高度hw由hw=hLhow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，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) 并由图液流收缩系数计算,则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0067m 取板上清液层高度hL=0.05 m 故 hw=0.04

22、33m6.1.3弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由l/D=0.6 m 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.0570.785=0.0448 m2Wd=0.1251.8=0.225 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.04480.40/ (36000.00257)=7.595s5s 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。6.1.4降液管底隙高度ho=取值为0.010则=0.04330.010=0.0333选用凹形受液盘，深度hw=55mm。6.1.5塔板布置 塔板的分块因为

23、D 800mm，所以选择采用分块式，塔板可分为3块。边缘区宽度确定取Ws=Ws=90mm , Wc=60mm开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.225由上面推出 Aa=0.403m2 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= 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=45 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=9.88%气体

24、通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.481/（Aa）=20.5m/s6.2提馏段 (计算公式和原理同精馏段)6.2.1溢流装置计算因塔径D=1.8m，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：1) 堰长lw可取lw=0.60D=1.08m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000E(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=0.0067m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.06-0.0067=0.0533 m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面

25、积Af由Wd/D=0.6 m 可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125Af=0.0570.785=0.0447 mWd=0.1251.8=0.225 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.04470.65/ (36000.0054)=5.38s5s 其中HT即为板间距0.65m，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。4）降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwuo）取 uo=0.17m 则ho=0.00543600/(36001.080.17) =0.029m0.02mHw-hO=0.0417-0.022=0.0

26、197m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 6.2.2塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 90mm , Wc=60mm 6.2.3 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125由上面推出Aa=0.403m2 6.2.4 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= 3mm碳钢板，取筛孔直径d

27、o=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uo=Vs/Ao=1.466/（0.1010.530）=27.38m/s第七章、筛板的流体力学验算7.1 精馏段 7.1.1 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=0.051(27.67/0.772) 2(1.01/819.1)=0.0786m液柱b 气体通过液层的阻力hl的

28、计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sFo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.54所以hl=hL=0.54(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱c 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=4L/（lgdo）计算,则有h=(437.9710-3)/(819.19.810.005)=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=hc+hl+h=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱气体通过每

29、层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.1094819.19.81=879.07Pa0.9KPa（设计允许值） 7.1.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 7.1.3 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由hf=2.5hL=2.50.05=0.125m 所以：ev=(5.710-6/37.9710-3) 【1.897/(0.4-0.125)】=0.068kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。 7.1.4漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式Uo,min=4.4C

30、o【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=8.81m/s实际孔速为o27.67m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.141.5故在本设计中无明显漏液。 7.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.07)2=0.0007m液柱Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱则有： Hd(HTh

31、w)于是可知本设计不会发生液泛7.2 提馏段 1.2.1 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772所以hc= 0.0561m液柱b 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=hLua=Vs/（ATAf）=1.879m/sFo=1.8970.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查图得=0.58所以hl=hL=0.0344m液柱c 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=L/（lgdo）计算,则有h=0.0052m液柱气体通过每层塔板的液柱高

32、度hP，可按公式hP=hc+hl+h=0.0947m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hPlg = 850.59Pa0.9kPa 计算结果在设计充值内 7.2.2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。 7.2.3 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2 由hf=2.5hL=0.125m所以ev=5.710-6/55.1310-3【 1.879/(0.40-0.125)】3.2 =0.048 kg液/kg气0.1 kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。 7.2.4漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,m

33、in可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=9.55m/sUo=27.38m/sUo,min稳定系数为 K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.871.5故在本设计中无明显漏液。 7.2.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则(HThw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱则有：Hd(H

34、Thw)于是可知本设计不会发生液泛。第八章、塔板负荷性能图8.1 精馏段 8.1.1漏液线Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =5.178 (0.007151+0.1219Ls2/3) 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Ls m3/s0.00050.00150.003

35、00.0045Vs m3/s0.4610.4840.5100.529 8.1.2液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=5.710-6/37.9710-3【 1.351Vs/(0.3-2.30 Ls

36、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Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.346 8.1.3 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=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=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 8.1.4 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，由下式=（AfHT）/Ls=4

37、故Ls,max=（AfHT）/4=（0.04470.40）/4=0.00447 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 8.1.5液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0

38、.051/(0.1010.5300.772)2（1.01/819.1）=0.037b=0.50.4(0.5-0.54-1)0.0417=0.157c=0.153/(0.60.02)2=1062.500d=2.8410-31( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444 故V2s=4.24-28716.22 Ls2-39.03 L2/3s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Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s3.993.663.172.60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

39、的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 3.433m3/s Vs,min=0.400 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=3.433/0.400=8.5838.2 提馏段 8.2.1漏液线待添加的隐藏文字内容1Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =6.151 (0.005

40、821+0.1219Ls2/3) 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Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.5000.5300.5620.588 8 2.2液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=

41、0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3 ev=5.710-6/37.9710-3【 1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)】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Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.6191.5301.4291.346 8.2.3 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=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.005Ls,min=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 8.2.4 液相负荷上限线 以=4s作