年產(chǎn)量4萬噸正戊烷正己烷分離過程篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)說明書 題目: 分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設(shè)計(jì)安徽理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)（論文）任務(wù)書 機(jī)械工程學(xué)院 過控 教研室學(xué) 號(hào)2011301920學(xué)生姓名專業(yè)（班級(jí)）過控11-1設(shè)計(jì)題目分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)技術(shù)參數(shù)料液種類：正戊烷-正己烷混合液年處理量： 40000 噸料液濃度： 55% （輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂產(chǎn)品濃度：96%（輕組組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔底釜液濃度：96%（重相組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個(gè)月檢修）精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4kpa（表壓）設(shè)備形式：篩板精餾塔廠址：淮南地區(qū)設(shè)計(jì)要求完成精餾塔工藝設(shè)計(jì)、精餾設(shè)備設(shè)計(jì)、配管設(shè)計(jì)，繪制塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖，編制設(shè)計(jì)說

2、明書。工作量 說明書總頁數(shù)不少于25頁工作計(jì)劃 第一天：省定題目，第二天：借書查資料，第三天：開始計(jì)算，第四天：把不會(huì)計(jì)算的到圖書館找書查，第五天：計(jì)算，查資料，第六天：計(jì)算，校核，第七天：計(jì)算，校核，第八天：總結(jié)，從頭復(fù)查一遍，第九天：排版，打印參考資料1 化工原理課程設(shè)計(jì)中國石化出版社 2 化工原理（下冊(cè)）化學(xué)工業(yè)出版社 3化工原理第四版化學(xué)工業(yè)出版社 ) 指導(dǎo)教師簽字教研室主任簽字 2013年12月16日 安徽理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)（論文）成績(jī)?cè)u(píng)定表 學(xué)生姓名： 蔡洋 學(xué)號(hào)： 2011301920 專業(yè)班級(jí)：過控11-1課程設(shè)計(jì)題目： 分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設(shè)計(jì) 指導(dǎo)教師評(píng)語： 成績(jī)：

3、 指導(dǎo)教師： 年 月 日39一、概述51.1設(shè)計(jì)依據(jù)61.2技術(shù)來源61.3設(shè)計(jì)任務(wù)及要求61.4操作壓力7二、流程的確定和說明82.1加料方式82.2進(jìn)料狀態(tài)82.3冷凝方式82.4加熱方式9三、設(shè)計(jì)計(jì)算93.1最小回流比及操作回流比的確定9原料液的摩爾組成：9=0.59393.2進(jìn)料液量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算123.3理論塔板層數(shù)的確定123.4全塔效率的估算133.5實(shí)際塔板數(shù)15四、工藝計(jì)算154.1 操作壓力154.2 平均摩爾質(zhì)量164.3 平均密度164.5液相表面平均張力的計(jì)算194.5物性數(shù)據(jù)總匯22五、塔體工藝尺寸計(jì)算225.1塔徑的計(jì)算225.2精餾塔有效高度計(jì)算2

4、55.3溢流裝置計(jì)算265.4塔板布置及篩孔數(shù)目與排列28六、 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算306.1 氣相通過篩板塔板的壓降306.2 液泛316.3 物沫夾帶326.4 漏液32七、塔板負(fù)荷性能圖337.1漏液線337.2液沫夾帶線347.3液相負(fù)荷下限線347.4液相負(fù)荷上限線357.5 液泛線35八、設(shè)計(jì)一覽表38一、概述篩板精餾塔是化學(xué)工業(yè)中常用的傳質(zhì)設(shè)備之一。它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高的優(yōu)點(diǎn)。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯

5、變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。氣體在壓差推動(dòng)下，經(jīng)均布在塔板上的開孔由下而上穿過各層塔板后由塔頂排出，在每塊塔板上皆貯有一定的液體，氣體穿過板上液層時(shí)兩相接觸進(jìn)行傳質(zhì)。在生成的氣相中，混合物的組成將發(fā)生改變，相對(duì)揮發(fā)度大的輕相在氣相中得到富集，而相對(duì)揮發(fā)度小的重相則在液相中富集，從而達(dá)到分離提純的目的。整個(gè)過程熵增為負(fù)，需外界提供能量。在化工、煉油和石油化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)中,塔設(shè)備作為分離過程工藝設(shè)備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質(zhì)單元操作中有著重要的地位。據(jù)統(tǒng)計(jì),在整個(gè)化工工藝設(shè)備總投資中塔設(shè)備所占的比重,在化肥廠中約為21%,石油煉廠中約為20一25%,石油化工廠中約占10。若就單元裝置而

6、論,塔設(shè)備所占比重往往更大,例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設(shè)備所占比重竟高達(dá)75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費(fèi)巨大,也是眾所周知的。故塔設(shè)備對(duì)產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、成本乃至能源消耗都有著至關(guān)重要的影響。因而強(qiáng)化塔設(shè)備來強(qiáng)化生產(chǎn)操作是生產(chǎn)、設(shè)計(jì)人員十分關(guān)心的課題。1.1設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書的設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計(jì)算。1.2技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：正戊烷-正己烷正乙烷含量：料液含量0.593（摩爾分?jǐn)?shù)） 設(shè)計(jì)要求：塔頂?shù)恼彝楹坎恍?/p>

7、于0.966（摩爾分?jǐn)?shù)）塔底的正乙烷含量不大于0.047（摩爾分?jǐn)?shù)）回流比為最小回流比的2倍其中 （因?yàn)槟柗謹(jǐn)?shù)計(jì)算比較方便）質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù) 液料轉(zhuǎn)化：塔頂正乙烷轉(zhuǎn)化： 塔底正乙烷轉(zhuǎn)化正乙烷和正戊烷的基本數(shù)值如下圖石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè).pdf 1.4操作壓力為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為4kpa（表壓）或104.3kpa（絕對(duì)壓力） 塔底壓力二、流程的確定和說明2.1加料方式加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用：泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，本次加料可選泵加料。泵和自動(dòng)調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。2.

8、2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、汽液混合物進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。泡點(diǎn)進(jìn)料對(duì)塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。由于泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，塔的制造比較方便，而其他進(jìn)料方式對(duì)設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來難度相對(duì)加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.3冷凝方式選全凝器，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，制造設(shè)備較為簡(jiǎn)單，為節(jié)省資金，選全凝器。2.4加熱方式采用間接加熱，因?yàn)樗O(shè)了再沸器，故采用間接加熱。三、設(shè)計(jì)計(jì)算3.1最小回流比及操作回流比的確定 原料液的摩爾組成：=0.5930.966（也

9、可以略大于0.966），=0.047（也可以略小于0.047）查找個(gè)體系的汽液相平衡數(shù)據(jù)(化工原理第四版化學(xué)工業(yè)出版社 )如表3-1溫度/pa/kpapb/kpa溫度/pa/kpapb/kpa36.1101.3331.9855185.1864.4440115.6237.2660214.3576.3645136.0545.0265246.8989.9650159.1654.0468.7273.28101.33 表3-1 正戊烷-正己烷的飽和蒸汽壓和溫度的關(guān)系總壓為p=101.33kpat-x關(guān)系式為；t-y關(guān)系式為計(jì)算結(jié)果列于表3-2溫度/xy溫度/xy36.111550.310.57400.8

10、20.93600.180.38450.620.83650.070.17500.450.7168.700表3-2 正戊烷（a)-正己烷（b)溶液的t-y-x計(jì)算數(shù)據(jù)（101.33kpa）最小回流比及操作回流比 由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1。q線為垂直線，則如圖3-1，過點(diǎn)e（0.593，0.593）做直線0.593交平衡線于點(diǎn)，由點(diǎn)可讀得=0.814，因此： 操作回流比為：r=(1.1-2.0)rmin。取回流比為 r=2rmin=1.366 3.2進(jìn)料液量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量：要求年產(chǎn)量4.0萬頓，出去每年的設(shè)備維護(hù)及放假時(shí)間，每年按300天的工作日計(jì)算，連續(xù)操作，每天24小

11、時(shí)，日產(chǎn)量為133.34頓所以塔頂?shù)牧髁繛椋河扇奈锪虾馑惴匠炭蓪懗觯航獾茫篺=128.666kmol/h w=52.026kmol/h v=181.33kmol/h3.3理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：q線方程：x=0.593相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算：相平衡公式：理論板的計(jì)算： 由計(jì)算知第4板為加料板。 總理論板為9（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為3，第4板為進(jìn)料板3.4全塔效率的估算由表1數(shù)據(jù)可得理想混合溶液的t-y-x圖：由圖2得：塔頂?shù)臏囟萾d=38.16 進(jìn)料口處的溫度tf=45.73 塔釜溫度tw=66.25 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度因此全塔平均溫度為： 查數(shù)據(jù)

12、得：t=50時(shí)，a=0.184mpas，b=0.235 mpas t=60時(shí)，a=0.172mpas，b=0.217 mpas 因此tm=50.05時(shí)，a=0.184mpas，b=0.234 mpas 因?yàn)椋?所以lf=0.1840.593+0.2340.593=0.248 mpas ld=0.1840.593+0.2340.045=0.120 mpas lw=0.1840.045+0.2340.965=0.234 mpas全塔液體的平均黏度： lm =（lf+ld +lw）/3=（0.248+0.120+0.234）/3=0.201 mpas所以全塔效率為：3.5實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際塔板數(shù)

13、n實(shí)=3/0.552=5.4356提餾段實(shí)際塔板數(shù) n實(shí)=6/0.552=10.8711因此，總實(shí)際塔板數(shù)為n實(shí)=6+11=17四、工藝計(jì)算4.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 (105.33+109.53)/2=107.43 kpa塔底操作壓力 提餾段平均壓力 4.2 平均摩爾質(zhì)量塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由xd=y1=0.9663和相平衡方程，得x1=0.9076mvdm=0.966372.151+0.033786.178=72.62 kg/kmolmldm=0.907672.151+0.092486.178=73.44kg/kmol進(jìn)料板氣、液混合物

14、平衡摩爾質(zhì)量：得yf=0.814，xf=0.593 mvfm=0.81472.151+0.18686.178=74.76 kg/kmolmlfm=0.59372.151+0.40786.178=77.86 kg/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：mvm=（72.62+74.76）/2=73.69 kg/kmolmlm=（73.44+77.86）/2=75.65kg/kmol提餾段氣、液相混合物平均摩爾質(zhì)量：由得xd=0.047時(shí)，。 mvdm=0.04772.151+0.0.95386.178=85.52 kg/kmolmldm=0.12672.151+0.87486.178=84.41

15、 kg/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：mvm=（85.52+72.62）/2=79.07 kg/kmolmlm=（84.41+77.86）/2=81.13kg/kmol4.3 平均密度（1） 氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 （2）液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式：表4-1 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度（）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.

16、9100535579.3由表4-1圖4-2 正戊烷密度與溫度的關(guān)系圖 圖4-3 正己烷密度與溫度的關(guān)系圖塔頂液相平均密度塔頂溫度：由圖4-2,4-3可得： 進(jìn)料板液相平均密度進(jìn)料板溫度：tf=45.73 由圖4-2,4-3可得： 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 精餾段液相平均濃度為lm=（608.681+614.123）/2=611.402kg/m3同理可得：塔頂液相密度： 608.681 kg/m3塔釜液相密度：612.142加料板液相密度：614.123料液平均密度：611.689精餾段平均密度：611.402提餾段平均密度：613.133全塔平均密度：612.2684.5液相表面平均張力的計(jì)算

17、液相平均表面張力計(jì)算公式： lm= 各段表面張力： 表4-2 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷（）正己烷（）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18由表4-2得圖4-3 正戊烷表面張力與溫度的關(guān)系圖圖4-4 正己烷表面張力與溫度的關(guān)系圖 塔頂液相平均表面張力：塔頂溫度：由圖4-4,4-5可得：= 14.045mn/m =16.175mn/m=0.96614.045+0.03416.175=14.

18、509 mn/m 進(jìn)料板液相平均表面張力：進(jìn)料板溫度： =13.514 mn/m =15.466 mn/m=0.59313.514+0.40715.466=14.308 mn/m精餾段液相平均表面張力為=（14.509+15.466）/2=14.988mn/m同理可得：塔頂液相表面張力：14.509 mn/m塔釜液相表面張力：13.287 nn/m加料板液相表面張力：14.308nn/m料液平均表面張力：14.034mn/m精餾段平均表面張力：14.409 mn/m提餾段平均表面張力：13.798 mn/m全塔平均表面張力：14.062 mn/m4.5物性數(shù)據(jù)總匯表4-3 物性數(shù)據(jù)匯總表t（）

19、l（kg/m3）v(kg/m3)(10-3n/m)塔頂38.16608.6813.0314.509加料板45.73614.12314.308塔釜66.25612.14214.184精餾段41.96611.40214.409提餾段55.99613.13313.798全塔50.05612.26814.042料液50.05611.68914.034五、塔體工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算5.1.1最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速 空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為c由公式求取，其中的c20由附圖5查取，圖中橫坐標(biāo)為精餾段：提餾段：取板間距ht=0.45m，板上液層高度hl

20、=0.05m，則ht-hl=0.45-0.05=0.4m圖5-1 計(jì)算篩板塔汽液負(fù)荷因子用的曲線圖 查圖5-1得精餾段：c20=0.085 提餾段:c20=0.082 精餾段負(fù)荷系數(shù)c（精）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.13=0.678m/s提餾段負(fù)荷系數(shù)c（提）取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.078=0.65m/s5.2.2塔徑精餾段：塔徑圓整為 dt=1.6m 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 提餾段：塔徑圓整為 dt=1.6m塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 表5-1 不同塔徑的板間距塔徑/mm8001200140024002600660

21、0板間距/mm300,350,400,450,500400,450,500,550,600,650,700450,500,550,600,650,700,750,800由表5-1知，板間距ht=0.45m選取合理。5.2精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 5.3溢流裝置計(jì)算因塔徑d=1.6m，可選取單流型弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：（1） 堰長(zhǎng) 精餾段 取 =0.7d=0.71.6=1.12m 提餾段 取 =0.7d=0.71.6=1.12m（2）溢流堰高度 溢流堰高度計(jì)算公式：選用平直堰，堰上液層高

22、度h0w依下式計(jì)算，即精餾段 近似取e=1，則取板上液層高度，故提餾段 近似取e=1，則取板上液層高度，故（3）弓形降液管寬度及截面積 精餾段 由，查圖5-2得： ，圖5-2 和值與lw/d的關(guān)系 故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。提餾段 由，查圖10得： 故：依式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即（4）降液管底隙高度 計(jì)算公式：精餾段 取，則同理得提餾段降液管底隙高度 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度5.4塔板布置及篩孔數(shù)目與排列（1）塔板的分塊因d800mm，故塔板采用分塊式。查表5-2知，塔板分為4塊。表5-2 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140

23、016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456（2）邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度（3） 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積aa按下式計(jì)算，即 精餾段 故 提餾段 （4）篩孔計(jì)算及其排列本次設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中距t為篩孔數(shù)目n為個(gè)開孔率為精餾段氣體通過閥孔的氣速為提餾段氣體通過閥孔的氣速為6、 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 氣相通過篩板塔板的壓降可根據(jù)式，計(jì)算（1） 干板阻力 由式 因?yàn)?取得 精餾段 提餾段 （2）板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分離正戊烷和正己烷的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)。依式計(jì)算，即精餾段 提餾段

24、 （3） 克服表面張力所造成的阻力 由得 精餾段 提餾段 因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段由上可知板壓降均符合6.2 液泛為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度。hd可用下式計(jì)算，即 （1）與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?精餾段 提餾段 （2）液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式計(jì)算，即精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段 因此取0.5 則可見，符合防止淹塔的要求。提餾段 取因此取0.5 可見，符合防止淹塔的要求。6.3 物沫夾帶由式 得精餾段 所以同理得提餾段故可知此設(shè)計(jì)下不會(huì)產(chǎn)生過量的物沫夾帶。6.4

25、 漏液由式 因?yàn)?精餾段 提餾段 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 精餾段 提餾段 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下漏液量對(duì)塔板效率影響不大。 七、塔板負(fù)荷性能圖7.1漏液線 由u0，min=4.4c0 u0，min=， hl=hw+how，h0w=2.8410-3e（）2/3 得 整理得：精餾段 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s0.3410.3430.3550.365由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1同理得提餾段在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.

26、0030.0045vs，m3/s0.3140.3240.3370.349由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。7.2液沫夾帶線 以ev=0.1kg液/kg氣為限，求vs-ls關(guān)系如下： ev=()3.2 由 ua=0.55vs精餾段 hf=2.5hl=2.5(hw+how)，hw=0.0393，h0w=2.8410-3e（）2/3=0.75ls2/3 hf=0.0983+1.9ls2/3，ht-hf=0.3517-1.9ls2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：精餾段vs=2.04-10.988ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：ls，m3/s0.000

27、60.00150.0030.0045vs，m3/s1.9621.8961.8111.741由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2同理可得提餾段vs=2.08-10.873ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算相應(yīng)的vs，計(jì)算結(jié)果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s2.0031.9381.8541.784由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線27.3液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) h0w=2.8410-3e（）2/3=0.006 取e=1，則 ls，min=（）3/2=0.000717m3/s 據(jù)此可作

28、出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線37.4液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于。 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 =4， ls，min=0.0199m3/s 故可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線47.5 液泛線 令hd=（ht+hw），hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hl ， hl=hw+how 聯(lián)立得 ht+()hw=()how+hc+hd+h 忽略h，將how與ls，hd與ls，hc與vs的關(guān)系式代入上式，并整理得 avs2=b-cls2-dls2/3 a=() 式中b=ht+()hw，c=0.153/(lwh0)2,d=2.8410-3e()（）2/3 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得精餾段 a=（）=0.0744b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0393=0.181 c=1189.78 d=2.8410-31()（）2/3=1.221故vs2=2.34 -15371.83ls2-15.78ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s2.2222.0991.8731.599