苯-甲苯精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1. 設(shè)計(jì)題目苯-甲苯二元篩板精餾塔設(shè)計(jì)2. 設(shè)計(jì)條件在常壓下連續(xù)篩板精餾塔中精餾分離苯-甲苯混合液。要求進(jìn)料組成XD=0.42，塔頂組成XF=0.985，塔底組成XW=0.015.已知參數(shù)：苯-甲苯混合液處理量80kmol/h,進(jìn)料熱狀況q=0.97.塔頂壓強(qiáng) 1atm（絕壓）。回流比R=（1.12.0Rmin）。單板壓降小于0.7KPa.3. 設(shè)計(jì)任務(wù)：（1） 完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算和選型；（2） 畫出帶控制點(diǎn)工藝流程圖、x-y相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；（3） 寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)

2、計(jì)評價(jià)。指導(dǎo)教師：莊志軍設(shè)計(jì)時(shí)間：2012年11月22日-2010年12月16日專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級：化工1003班姓名：任云霞學(xué)號：吉林化工學(xué)院 化工原理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 篩板精餾塔分離苯-甲苯工藝設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級 化工1003班 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號 指導(dǎo)教師 莊志軍 2012年12月06日目錄摘要- 1 -第1章緒論- 2 -第2章精餾流程確定- 3 -第3章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算- 4 -3.1物料衡算- 4 -3.2塔板數(shù)的確定- 5 -3.2.1相對揮發(fā)度的求解- 5 -3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比- 6 -3.2.3精餾段、q線、提餾段方

3、程求解- 6 -3.2.4逐板計(jì)算法求解NT- 7 -3.2.5全塔效率ET- 8 -3.2.6實(shí)際塔板數(shù)- 9 -3.3工藝條件的計(jì)算- 9 -3.3.1操作壓強(qiáng)Pm- 9 -3.3.2溫度tm- 10 -3.4物性數(shù)據(jù)計(jì)算- 10 -3.4.1平均相對分子質(zhì)量Mm- 10 -3.4.2平均密度m- 11 -3.4.3液體表面張力m- 13 -3.4.4液體粘度Lm- 15 -3.5塔的氣液負(fù)荷計(jì)算- 16 -3.6塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算- 16 -3.6.1塔徑D- 16 -3.6.2溢流裝置- 18 -3.6.3塔板布置- 19 -3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率- 20 -3.6.5塔的有

4、效高度Z- 21 -3.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算- 21 -3.7.1塔板壓降驗(yàn)算- 21 -3.7.2霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算- 22 -3.7.3漏液的驗(yàn)算- 22 -3.7.4液泛驗(yàn)算- 23 -3.8塔板負(fù)荷性能圖- 24 -3.8.1霧沫夾帶線（1）- 24 -3.8.2液泛線- 26 -3.8.3液相負(fù)荷性能圖- 28 -3.8.5液相負(fù)荷下限線- 29 -3.8.6操作彈性- 30 -第4章塔的熱量衡算- 32 -4.1加熱介質(zhì)的選擇- 32 -4.2冷卻劑的選擇- 32 -4.3比熱容及汽化潛熱的計(jì)算- 32 -4.3.1塔頂溫度tD下的比熱容- 32 -4.3.2進(jìn)料溫度tF下的比熱

5、容- 32 -4.3.3塔底溫度tW下的比熱容- 33 -4.3.4塔頂溫度tD下的汽化潛熱- 33 -4.4熱量衡算- 34 -4.4.10時(shí)塔頂上升的熱量QV的求解- 34 -4.4.2回流熱的熱量QR- 34 -4.4.3塔頂餾出液的熱量QD- 34 -4.4.4進(jìn)料的熱量QF- 34 -4.4.5塔底殘液的熱量QW- 35 -4.4.6冷凝器消耗的熱量QC- 35 -4.4.7再沸器提供的熱量QB- 35 -第5章塔總體高度計(jì)算- 36 -5.1塔頂封頭- 36 -5.2塔頂空間- 36 -5.3塔底空間- 36 -5.4人孔- 36 -5.5進(jìn)料處板間距- 36 -5.6裙座- 37

6、 -第6章塔的附屬設(shè)備計(jì)算- 38 -6.1塔的接管- 38 -6.1.1進(jìn)料管- 38 -6.1.2回流管- 38 -6.1.3塔底出料管- 38 -6.1.4塔頂蒸汽出料管- 39 -6.1.5塔底蒸汽出氣管- 39 -6.2換熱器的選擇- 39 -6.2.1冷凝器的選擇- 39 -6.2.2再沸器的選擇- 40 -6.3進(jìn)料泵的選擇- 41 -第7章結(jié)果匯總表- 43 -主要符號說明- 45 -參考文獻(xiàn)- 48 -結(jié)束語- 49 -摘要根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求對苯-甲苯二元篩板精餾塔的主要工藝流程進(jìn)行設(shè)計(jì)，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖，此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分

7、析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。本設(shè)計(jì)首先確定設(shè)計(jì)方案， 再進(jìn)行主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容，然后通過篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算檢驗(yàn)本設(shè)計(jì)的合理性。本次設(shè)計(jì)選取回流比為2Rmin， Drickamer 和bradford的精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得到全塔效率為52%，設(shè)定每塊板壓降P為，板間距0.4m， 確定了塔的主要工藝尺寸。通過本次設(shè)計(jì)使自己掌握化工設(shè)計(jì)的基本步驟和方法，并且知道化工設(shè)計(jì)的格式，在設(shè)計(jì)過程中掌握了圖表表達(dá)設(shè)計(jì)，論文排版，excel表格計(jì)算，電腦制

8、圖等能力。 關(guān)鍵詞：苯甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力學(xué)驗(yàn)算，實(shí)際板數(shù)，塔高。第1章緒論精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質(zhì)傳熱的過程。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁

9、多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿

10、流多孔板塔、舌形塔等。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。本設(shè)計(jì)采用篩板精餾塔，進(jìn)行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設(shè)備。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥的80左右。（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：（1） 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（2） 操作彈性較小(約23)。（3） 小孔篩板容易堵塞。第2章精餾流程確定一、

11、加料方式加料分兩種方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料時(shí)通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用。并且塔內(nèi)壓力大于大氣壓力，進(jìn)料有困難；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，泵加料易受溫度影響，流量不穩(wěn)定。本實(shí)驗(yàn)加料用泵加料，泵和自動調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。二、進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣液混合進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。本設(shè)計(jì)采用氣液混合進(jìn)料且q=0.97。該進(jìn)料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來難度相對稍大。三、冷凝方式塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設(shè)備較為簡單，為節(jié)省資金，

12、選全凝器。四、回流方式本設(shè)計(jì)采用泵進(jìn)行泡點(diǎn)回流。五、加熱方式采用間接加熱，因?yàn)閷ν环N進(jìn)料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回收率時(shí)，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，所需成本也低。本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。六、加熱器選用浮頭式換熱器。只用在工藝物料的特性或工藝條件特殊時(shí)才考慮其他型式。 第3章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯二元物系。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中，將原料通過預(yù)熱器加熱至一定溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)鏟平冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操

13、作回流比取最小回流比的2倍。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。3.1物料衡算（1）進(jìn)料參數(shù)塔頂中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xD=0.985;料液中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xF=0.42;塔底中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xW=0.015;（2）平均相對分子質(zhì)量MF=0.4278.11+1-0.4292.13=86.24kg/kmol MD=0.98578.11+1-0.98592.13=78.32kg/kmolMW=0.01578.11+1-0.01592.13=91.92kg/kmol（3）物料衡算總物料衡算： D+W=F;易揮發(fā)組分物料衡算： FXF=DXD+WXW;80=D+W D=

14、33.40kmol/h800.42=D0.985+W0.015 W=46.60kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1相對揮發(fā)度的求解將苯蒸氣看作理想氣體，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即： lgP0=A-Bt+C=PA0/PB0其中PA 代表苯的飽和蒸汽壓；PB代表甲苯的飽和蒸汽壓表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y圖，t的溫度范圍為（80110），所以在Antoine方程中的t的取值范圍為80110。在80110范圍內(nèi)任意取十個(gè)溫度值，如82、86、

15、88、90、93、95、97、100、102、105因?yàn)閘ogPA0=6.023-1206.35/(t+220.24） logPB0=6.078-1343.94/(t+219.58）將上述溫度代入上式中，將結(jié)果匯總?cè)缦卤頊囟?2868890939597100102105107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012PA041.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586PB02.5702.5342.5162.4992.4732.45

16、72.4412.4172.4022.379則全塔的平均相對揮發(fā)度為=1+2+3+4+5+6+7+8+9+10/10 =2.570+2.534+2.516+2.499+2.473+2.457+2.441+2.417+2.402+2.37910 =2.4692.47所以苯甲苯的相平衡方程為x=y2.47-1.47y3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比根據(jù)1.013105Pa下苯-甲苯的氣液平衡組成圖可繪制出平衡曲線（y-x曲線）。選擇進(jìn)料熱狀況q=0.97已知q線方程y=qq-1x-xFq-1 把q=0.97代入式，得y=-32.33x+14作圖得xq=0.44 yq=0.630由Rmin=x

17、D-yqyq-xq=0.985-0.6300.630-0.414=1.644選R=2Rmin=21.644=3.293.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解精餾段操作方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1 R=3.29yn+1=0.767xn+0.230q線方程:y=-32.33x+14精餾段方程與q線方程的交點(diǎn)的求解：yn+1=0.767x+0.230=-32.33x+14解得x=0.4160y=0.5491所以提餾段方程過（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用兩點(diǎn)式求得提餾段的方程0.015=0.015a+b0.5491=0.4160a+b解得a=1.332b=-4

18、.9810-3所以提餾段方程為：yn+1=1.332xn-4.9810-33.2.4逐板計(jì)算法求解NT因?yàn)樗敳捎萌?，可知y1=xD=0.985相平衡方程x=y2.47-1.47y精餾段方程 yn+1=0.767xn+0.230把從第一塊板上升的氣體組成y1=0.985代入相平衡方程得第一塊板下降的液體組成x1=0.964把x1代入精餾段方程得第二塊板上升的氣體組成y2=0.969把y2代入相平衡方程得第二塊板下降液體組成x2=0.927如此反復(fù)計(jì)算得y3=0.941 x3=0.866y4=0.894 x4=0.774y5=0.824 x5=0.654y6=0.732 x6=0.525y7

19、=0.633 x7=0.411因?yàn)閤7=0.411xF=0.42故可知第七塊理論板為進(jìn)料板，精餾段共有7-1=6塊理論板以下計(jì)算進(jìn)入提餾段相平衡方程 x=y2.47-1.47y提餾段方程 yn+1=1.332xn-4.9810-3y8=0.543 x8=0.324y9=0.427 x9=0.232y10=0.304 x10=0.150y11=0.195 x11=0.089y12=0.114 x12=0.050y13=0.061 x13=0.026y14=0.076 x14=0.032y15=0.038 x15=0.016y16=0.016 x16=0.007因?yàn)閤16=0.007（35s）計(jì)算

20、液體在降液管中停留的時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即： 精餾段 =AfHTLS1=0.10200.403.1310-3=13.04 s(5s符合要求)提餾段 =AfHTLS1=0.10200.405.9310-3=6.88 s (5s符合要求)(4)降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0為0.15m/s,依式計(jì)算降液管底隙高度h0，即u0=LS/(lwh0)得h0=LS/(lwu0)精餾段 h0=3.1310-30.9030.15=0.023m 取h0=0.02m提餾段 h0=5.9310-30.9030.15=0.023m 取h0=0.04m3.6.3塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC=0.04m，

21、安定區(qū)寬度WS=0.070m依式計(jì)算出開孔區(qū)面積Aa=2xr2-x2+180r2sin-1(xr)其中x=D2-Wd+WS=1.42-0.1652+0.070=0.465mr=D2-WC=1.42-0.040=0.660mAa=20.4650.662-0.4652+1800.662sin-1(0.4650.66)=1.116m3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.05.0=15.0mm依式計(jì)算塔板上的開孔區(qū)的開孔數(shù)n，即n=1158103t2Aa=1158.116=5744個(gè)依式計(jì)算塔板上開孔率，即0.9

22、07td02=A0Aa=0.9073.02=10.1%(在5%15%范圍內(nèi))每層塔板上的開孔面積A0為A0=Aa=0.1011.116=0.1127m2氣體通過篩孔的氣速：精餾段 u0=VSA0=1.1350.1127=10.07m/s提餾段 u0=VSA0=1.0600.1127=9.41 m/s3.6.5塔的有效高度Z精餾段 Z=12-10.4=4.4m提餾段 Z=20-10.4=7.6m3.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.7.1塔板壓降驗(yàn)算氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp=hc+hl+h(1) 單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫纃0/=5/3=1.67查干篩孔的流量系數(shù)圖得C0=0.84 則精餾段hc

23、=0.051（u0/C0）2VL=0.051（10.07/0.84）22.3=0.0258m提餾段hc=0.051（u0/C0）2VL=0.051（9.41/0.84）23.64=0.0264m氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l精餾段ua=VSAT-Af=1.1351.54-0.1020=0.789m/s Fa=uav=0.7892.833=1.328 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.633 依式hl=0hL=0.6330.06=0.0380m提餾段ua=VSAT-Af=1.0601.54-0.1020=0.737m/s Fa=uaV=0.7373.234=1.325

24、 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.634依式hl=0hL=0.6340.06=0.0380m（3） 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精餾段 h=4Lgd0=420.4910-3804.39.810.005=2.07810-3提餾段 h=4Lgd0=418.6910-3783.649.810.005=1.94510-3故精餾段hp=0.0258+0.0380+0.=0.0659m提餾段hp=0.0264+0.0380+0.=0.0663m（4） 單板壓降Pp精餾段 Pp=hpLg=0.0659804.39.81=519.96Pa0.7kPa（設(shè)計(jì)值允許）提餾段 Pp=h

25、pLg=0.0663783.649.81=509.68Pa0.7kPa（設(shè)計(jì)值允許）3.7.2霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算依式ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 hf=2.5hL精餾段 ev=5.710-620.4910-30.7890.4-2.50.063.2 =0.011kg液/kg氣0.1kg液/kg氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段 ev=5.710-618.6910-30.7370.4-2.50.063.2 =9.7010-3kg液/kg氣1.5故在設(shè)計(jì)下不會發(fā)生過量漏液提餾段 uow=4.40.840.0056+0.130.06-0.643.234 =6.16m/s篩板

26、的穩(wěn)定系數(shù)K=u0uow=9.416.16=1.53 1.5故在設(shè)計(jì)下不會發(fā)生過量漏液3.7.4液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 HdHT+hw Hd=hp+hL+hd精餾段 hd=0.153LSlwh02=0.1533.1310-30.6450.022=9.0110-3m Hd=0.0659+0.06+9.0110-3=0.135m取=0.5則 HT+hw=0.50.4+0.044=0.222m故HdHT+hw，在負(fù)荷設(shè)計(jì)下不會發(fā)生液泛。提餾段 hd=0.153LSlwh02=0.1535.9310-30.6450.042=8.0810-3m Hd=0.0663+0.0

27、6+8.0810-3=0.134m取=0.5則 HT+hw=0.50.4+0.036=0.218m故HdHT+hw，在負(fù)荷設(shè)計(jì)下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸、提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。3.8塔板負(fù)荷性能圖3.8.1霧沫夾帶線（1）精餾段 ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 （3-1）式中ua=VSAT-Af=VS0.7851.42-0.1020=0.696VSm/s （3-2）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23取E=1.03 hw=0.044m lw=0.903m 故hf=2.5

28、hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23 =2.50.044+2.8410-31.03(3600LS/0.903)23 =0.11+1.893LS2/3 （3-3）取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣，已知=20.4910-3N/mHT=0.4m 并將（3-3），（3-2）代入（3-1）得0.1=5.710-620.4910-3（0.696VS0.4-0.11-1.893LS2/3）3.2整理得 VS=2.62-16.62LS2/3 （3-4）提餾段 ev=5.710-6（uaHT-hf）3.2 （3-5）式中ua=VSAT-Af=VS0.7851.42-0

29、.1020=0.696VSm/s （3-6）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23取E=1.035 hw=0.036m lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E(3600LS/lw)23 =2.50.036+2.8410-31.035(3600LS/0.903)23 =0.09+1.848LS2/3 （3-7）取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣，已知=18.6910-3N/mHT=0.4m 并將（3-7），（3-6）代入（3-5）得0.1=5.710-618.6910-3（0.696VS0.4-0.09-

30、1.848LS2/3）3.2整理得 VS=2.72-16.23LS2/3 （3-8）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式算出相應(yīng)的VS值例于下表中表3-1精餾段霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果LS（m3/s）0.610-41.510-33.010-34.510-3VS（m3/s）2.5952.4022.2742.167表3-2提餾段霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果LS（m3/s）0.610-41.510-33.010-34.510-3VS（m3/s）2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛線由式 HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd （3-9）精餾段取E=1.03 lw=0.903 則ho

31、w=2.8410-3E(3600LS/lw)23=2.8410-31.03(3600LS/0.903)23故how=0.735LS2/3 （3-10）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.11270.84)22.3=0.0200VS2則 hl=0hL=0hw+how=0.633（0.044+0.735LS23） =0.0279+0.47LS2/3故hp=0.0200VS2+0.0279+0.47LS23+0. =0.0300+0.0200VS2+0.47LS23 （3-11）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.9030.

32、023）2=354.70LS2 （3-12）將HT=0.4m =0.5 及式（3-10），（3-11），（3-12）代入（3-9）式中得 0.50.044+0.4=0.0300+0.0200VS2+0.47LS23+0.044+0.735LS23+ 354.70LS2整理得VS2=11.8-60.25LS23-17735LS2 （3-13）提餾段：由式HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd 取E=1.035 lw=0.903 則how=2.8410-3E(3600LS/lw)23=2.8410-31.035(3600LS/0.903)23故how=0.739LS2/3 （3-14）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.11270.84)23.64=0.0235VS2則hl=0hL=0hw+how=0.634（0.036+0.739LS23） =0.0228+0.469LS2/3故hp=0.0235VS2+0.0228+0.469LS23+0. =0.0247+0.0235VS2+0.469LS23 （3-15）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.9030.044）2=96.92LS2 （3-16）將HT=0.4m =0.5 及式（3-14），（3-15），（