苯—氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计书

1 苯 氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计书 (一 )设计题目 苯 氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计 (二 )设计内容 某工厂拟采用一板式塔分离苯 知：生产能力为年产 65000吨 99的氯苯产品；进精馏塔的料液含氯苯 45（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的氯苯含量不得高于 2；残夜中氯苯含量不得低于 99；塔顶冷凝器用流量为 3000kg/h、温度为 30的水冷却。 试根据工艺要求进行： 板式精馏塔的工艺设计； 标准列管式塔顶冷凝器的选型设计。 (三 )操作条件 压）； 点进料； 压）； 00 天，每天 24 小时连续运行。 (四 )设计要求 选型及核算 ; (五 )基础数据 2 温度，（） 80 90 100 110 120 130 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 （ kg/ 温度，（） 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 推荐： 8 8 氯苯 推荐： 6 5 2 4 式中的 t 为温度，。 （ mN/m） 温度，（） 80 85 110 115 120 131 苯 苯 组分混合液体的表面张力 （ BA 为 A、 B 组分的摩尔分率） 化潜热 常压沸点下的汽化潜热为 103kJ/组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 氯苯的临界温度： ） 3 苯 摘要 ： 本设计对苯 氯苯分离过程板式精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作： 1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。 2、对生产的主要设备 筛板塔进行了工艺计算设计 ,其中包括：精馏塔 的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算； 冷凝器的选型。 3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。 4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。 关键词 ： 苯 氯苯；分离效率；精馏塔；冷凝器 4 of A of of 1. of of of of of of of of of is of a in 5 1 流程的确定和说明 料方式 通过对物料流量和流速稳定性传质效率安装等方面综合 考虑，本次设计采用泵进 料，这样可以节省费用，稳定流量。 料状态 进料状态一般有冷液进料，泡点进料。根据进料组成、流量、加热费用、环境影响等因素考虑，选用泡点进料，并且泡点进料时精馏段与提馏段的塔径相同，上升蒸汽的摩 尔流量相等，制造上较为方便。 顶蒸汽冷凝方式 塔顶采用全凝器冷凝。苯和氯苯不反应，且容易冷凝。塔顶出来的气体温度较高，冷凝后回流液和产品温度也高，需进一步冷却。此冷却是想得到温度较低的液体苯。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。 釜加 热方式 加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热是蒸汽直接由塔底进入塔内。在一定的回流比条件下，塔顶蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加；间接加热是通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸汽与回流下来的冷液进行传质，其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置，所以采用间接蒸汽加热。 料状态 塔顶产品由产品冷却器冷却至常温。 程的确定 苯 氯苯混合液经原料预热器加热至泡点后，进入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流， 其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至储罐。 塔釜采用间接蒸汽再沸器加热，塔底产品冷却后送至储罐，其工艺流程： 6 图 1 精馏塔的设计计算 馏塔的物料衡 算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 5 / 7 8 . 1 1 0 . 6 9 3 85 5 / 7 8 . 1 1 3 5 / 1 1 2 . 6 1 9 8 / 7 8 . 1 1 0 . 9 8 6 09 8 / 7 8 . 1 1 2 / 1 1 2 . 6 1 1 / 7 8 . 1 1 0 . 0 1 4 31 / 7 8 . 1 1 9 9 / 1 1 2 . 6 1 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 7 8 . 1 1 0 . 6 9 3 8 1 0 . 6 9 3 8 1 1 2 . 6 1 8 8 . 6 7 k g / k m o 7 8 . 1 1 0 . 9 8 6 0 1 0 . 9 8 6 0 1 1 2 . 6 1 7 8 . 5 9 k g / k m o 7 8 . 1 1 0 . 0 1 4 3 1 0 . 0 1 4 3 1 1 2 . 6 1 1 1 2 . 1 2 k g / k m o 液及塔顶底产品的摩尔流率 依 题 给 条 件 ： 一 年 以 300 天，一天以 24 小时计，有 6 5 0 0 0 t / a 9 0 2 7 . 8 k g / 全塔物料衡算 F D W 0 . 4 5 0 . 0 2 0 . 9 9F D W 1 9 4 5 9 . 9 2 k g / 4 3 2 . 1 2 k g / 2 7 . 8 k g / 1 9 4 5 9 . 9 2 / 8 8 . 6 7 2 1 9 . 4 6 k m o l / 4 3 2 . 1 2 / 7 8 . 5 9 1 3 2 . 7 4 k m o l / 2 7 . 8 / 1 1 2 . 1 2 8 0 . 5 2 k m o l / 料衡算结果列表 7 表 2位 进料 F 塔顶 D 塔底 W 物料 kg/h 027.8 h 成 质量分率 55% 98% 1% 摩尔分率 板数的确定 液平衡相图 根据苯 用泡点方程和露点方程求取 依据 /，将所得计算结果列表如下： 表 2度，（） 80 90 100 110 120 130 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率 X 1 Y 1 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 平衡关系的影响完全可以忽略。 定操作的回流比 R 将表 2数据作图得 曲线。 8 图 2苯 氯苯混合液的 x y 图 在 图上，因 1q ，查得 ，而 0 . 6 9 3 8， 。故有： 0 . 9 8 6 0 0 . 9 2 4 3 0 . 2 6 7 70 . 9 2 4 3 0 . 6 9 3 8 由 题 可 知 ， 实 际 回 流 比 为 最 小 回 流 比 的 ， 所 以m i 8 1 . 8 0 . 2 6 7 7 0 . 4 8 1 9 精馏 塔的汽、液相负荷 0 . 4 8 1 9 1 3 2 . 7 4 6 3 . 9 7 /L R D k g k m o l ( R 1 ) D ( 0 . 4 8 1 9 1 ) 1 3 2 . 7 4 1 9 6 . 7 1 /V k g k m o l 6 3 . 9 7 2 1 9 . 4 6 2 8 3 . 4 3 /L L F k g k m o l 1 9 6 . 7 1 /V V k g k m o l 定理论板数 精馏段操作线： 0 . 3 3 0 . 6 711x 提馏段操作线为过 0 4 3 , 0 4 3和 ( 0 3 8 , 0 9 0 )两点的直线。 9 图 2苯 图解得 9 1 8 块（不含釜）。其中，精馏段 31 ，提馏段2 5块，第 4 块为加料板位置。 塔效率 选用lo 公式计算。该式适用于液相粘度为 .4 中的 塔的平均温度为 0 . 5 8 0 1 3 1 . 8 1 0 6C （取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得 0 m P a ， 0 m P a 。 1 0 . 2 4 0 . 6 9 3 8 0 . 3 4 1 0 . 6 9 3 8 0 . 2 7 1m A F B 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l o g 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l o g 0 . 2 7 1 0 . 5 2 际塔板数似取两段效率相同） 精馏段：1 3 / 0 . 5 2 5 . 8块，取1 6块 提馏段：2 5 / 0 . 5 2 9 . 6块，取2 10块 总塔板数12 16p p N 块 . 均压强算。 塔 顶： 加料板： 塔底： 1 0 5 . 3 0 . 7 2 2 1 2 0 . 7Wp k P a 1 0 5 . 3 0 . 7 6 1 0 9 . 5 k P 1 0 1 . 3 4 1 0 5 . 3 k P 10 精馏段平均压强： 提馏段平均压强： 1 0 5 . 3 1 2 0 . 7 / 2 1 1 3mp k P a 均温度泡点方程通过试差法计算出泡点温度。计算结果如下： 塔顶温度 80进料板温度 89精馏段平均温度 ( 8 0 8 9 ) / 2 8 4 . 5m 均分子量 x （查相平衡图） k g / k m o 29 8 k g / k m o 29 4 加料板： ， （查相平衡图 ） , 0 . 9 2 4 3 7 8 . 1 1 1 0 . 9 2 4 3 1 1 2 . 6 1 8 0 . 7 2 k g / k m o , 0 . 6 9 3 8 7 8 . 1 1 1 0 . 6 9 3 8 1 1 2 . 6 1 8 8 . 6 7 k g / k m o 精馏段： , 7 8 . 5 9 8 0 . 7 2 / 2 7 9 . 6 6 k g / k m o , 8 0 . 1 8 8 8 . 6 7 / 2 8 4 . 4 3 k g / k m o 均密度mm塔顶： 3k g / 8 8 g / 3kg/, a 进料板： 3, k g / 8 8 , k g / 3,kg/ 精馏段： 3, k g / 20 1 0 5 . 3 1 0 9 . 5 / 2 1 0 7 . 4 k P 11 相平均密度, , 3, 1 0 7 . 4 7 9 . 6 6 2 . 8 7 8 k g / 3 1 4 2 7 3 8 4 . 5m V 体的平均表面张力m塔顶：, 2 1 . 2 m N / ；, 2 6 . 1 m N / （ 80） ,2 1 . 2 2 6 . 1 2 1 . 2 6 m N / . 2 0 . 0 1 4 2 6 . 1 0 . 9 8 6 B B A 进料板：, 2 0 . 2 m N / ；, 2 5 . 3 m N / （ 89） ,2 0 . 2 2 5 . 3 2 1 . 5 3 m N / . 2 0 . 3 0 6 2 2 5 . 3 0 . 6 9 3 8 B B A 精馏段： 2 1 . 2 6 2 1 . 5 3 / 2 2 1 . 4 0 m N / 体的平均粘度,顶：查化工原理附录，在 80下有： a 3 1 加料板：, 0 . 2 8 0 . 6 9 3 8 0 . 4 1 0 . 3 0 6 2 0 . 3 2 0 m P a m 精馏段： , 0 . 3 1 7 0 . 3 2 0 / 2 0 . 3 1 9 m P a 4 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 径、空塔气速 31 9 6 . 7 1 7 9 . 6 6 1 . 5 1 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 7 8m s 36 3 . 9 7 8 4 . 4 3 0 . 0 0 1 8 8 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 4 9 . 6m s 初选塔板间距 550 m 及板上液层高度 50，则： 0 . 5 5 0 . 0 5 0 . 5 0 按 求取允许的空塔气速泛点气速 0 . 5 0 . 50 . 0 0 1 8 8 8 4 9 . 60 . 0 21 . 5 1 2 2 . 8 7 8s 12 图 4负荷因子关联系数图 查 用关联图得 泛点气速： m a x / 0 . 0 9 3 7 8 4 9 . 6 2 . 8 7 8 / 2 . 8 7 8 1 . 6 0 7L V m/s 操作气速 取m a 8 1 . 2 9 m / 精馏段的塔径 4 / 4 1 . 5 1 2 / 3 . 1 4 1 . 2 9 1 . 2 2 2 u 圆整取 1400 表 4间距与塔径的关系 塔径 D/00 500 500 800 800 1600 1600 2400 板间距 HT/00 300 250 350 300 450 350 600 由表可知当塔径为 1400，其板间距可取 35013 塔截面积为 22/ 4 1 . 5 3 9 m 实际空塔气速为 1 . 5 1 2 0 . 9 8 2 /1 . 5 3 9m 流装置 溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几部分，是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着重要影响。 塔内液体从上一层塔板的降液管进入该塔板的受液盘内，在上层塔板降液管内清夜层静压作用下，液体穿过降液管底隙，越过入口堰，进入塔板传质区，液体横向流过塔板，经溢流堰流至降液管， 进入下一层塔板。 溢流堰又称出口堰，它的作用是维持塔板上有一定的液层并使液体能较均匀地横向流过塔板。其主要尺寸为堰高和堰长。 对于直径 以下的塔可以选用单溢流 ，弓形降液管。其泡沫分离好 ，流体流径长 ，塔板效率高 ，平形受液盘及平形溢流堰 ，不设进口堰 ，由此能够保证降液管底部的液封 ，以避免气体的短路而直升到上层塔板 。 流堰长（出 口堰长） . 7 0 . 7 1 . 4 0 . 9 8 堰上溢流强度 33/ 6 . 7 6 8 / 0 . 9 8 6 . 9 0 6 m / m h 1 0 0 1 3 0 m / m ，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 口堰高对平直堰 3/2/0 0 2 8 ， 由 / 2 . 5 2 . 5/ 6 . 7 6 8 / 0 . 9 8 7 . 1 1 9， 图 4液流收缩系数图 14 查 液流收缩系数计算 图 4 ，于是： 2 / 30 . 0 0 2 8 4 1 . 0 1 6 . 7 6 8 / 0 . 9 8 0 . 0 1 0 4 m 0 . 0 0 6 （满足要求） 0 . 0 5 0 . 0 1 0 4 0 . 0 3 9 6 o wh h h 形降液管宽度=查弓形降液管的参数图如图 4 图 4形降液管参数图 / 0 故 220 . 0 9 0 . 0 9 0 . 7 8 5 1 . 4 0 . 1 3 8 m 依式 验算液体在降液管中停留时间，即 3 6 0 0 0 . 1 3 8 0 . 3 5 02 5 . 6 2 56 . 7 8 6 故降液管设计合理。 液管的底隙高度中 降液管底隙处液体流速， m/s； (根据经验一般 ) 取降液管底隙处液体流速为 s，则 15 则 6 . 7 8 6 0 . 0 2 4 03 6 0 0 0 . 9 8 0 . 0 80 . 0 3 9 6 0 . 0 2 4 0 0 . 0 1 2 6 0 . 0 0 6h m m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘 ， 深度 20Wh 板布置 塔板有整块和分块式两种，整块式即塔板为一整块， 0.9 m 的塔。当直径较大时，整块式的刚性较差，安装检修不方便，为便于 通过人孔装拆塔板，故多采用由几块塔板并合而成的分块式塔板。由于直径D选用分块式塔板。 缘区宽度液体入口处塔板上宽度为 狭长带之间是不开孔的，称为入口安定区。为减轻气泡夹带，在靠近溢流堰初塔板上宽度 狭长带之间也是不开孔的，称为出口安定区。通常 相等，且一般为 50 100 在塔壁边缘需流出宽度为 环形区域供固定塔板之用。一般取 50 75本设计取 60cW 100sW 孔区面积 2 12 s i xA x R x R R 2 2 2 1 0 . 4 0 42 0 . 4 0 4 0 . 6 4 0 . 4 0 4 0 . 6 4 s i 0 0 . 6 4 0 式中： / 2 0 . 7 0 . 1 9 6 0 . 1 0 0 0 . 4 0 4 W W / 2 0 . 7 0 . 0 6 0 0 . 6 4 0 W 孔数 n 和开孔率 取筛孔的孔径 三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，且取 孔心距 t 。 每层塔板的开孔数 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 0 . 9 6 0 7 4 9 4 515 （孔） 16 每层塔板的开孔率 10 90 2 应在 515%，故满足要求） 每层塔板的开孔面积 20 . 1 0 1 0 . 9 6 0 7 0 . 0 9 7 0 气体通过筛孔的孔速 / 1 . 5 1 2 / 0 . 0 9 7 0 1 5 . 5 9 m / so s A 图 4板结构示意图 馏塔的有效高度11 ( 6 1 ) 0 . 5 5 2 . 7 5 H 精 精（ ） 提馏段有效高度为 1 (1 0 1 ) 0 . 5 5 4 . 9 5 H 提 提（ ） 在进料板上方开一人孔，其高度为： 精馏塔的有效高度为 2 . 7 5 4 . 9 5 7 . 7 Z 提精 板上的流体力学验算 体通过筛板压降验算 0h h h 气体通过塔板的压降 0h 2 201 5 . 5 9 2 . 8 7 80 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 6 5 6 8 8 4 9 . 6 17 式中孔流系数干筛孔流量系数示意图 查流量系数图得出， 8.0 气体通过板上液层的压降 0 . 5 7 0 . 0 5 0 . 0 2 8 5 ml w o w Lh h h h 式中充气系数 的求取如下： 气体通过有效流通截面 积的气速单流型塔板有： 1 . 5 1 2 1 . 0 7 9 m / 5 3 9 0 . 1 3 8 动能因子 1 . 0 7 9 2 . 8 7 8 1 . 8 3 0a a 查充气系数关联图 42/1V 32/18 得出 。 克服表面张力所造成阻力 h34 4 2 1 . 4 1 0 0 . 0 0 2 0 5 9 . 6 9 . 8 1 0 . 0 0 5 气体通过筛板的压降（单板压降） 0 6 5 6 0 . 0 2 8 5 0 . 0 0 2 0 5 0 . 0 9 6 2 mp c lh h h h 8 4 9 . 6 9 . 8 1 0 . 0 9 6 2 8 0 1 . 8 P a 0 . 8 0 2 k P a 0 . 7 k P pp g h （不满足工艺要求，需重新调整参数）。 现对塔板结构参数作重新调整如下： 取 5050 开孔区面积 2 12 2 2 122 s i 4 5 42 0 . 4 5 4 0 . 6 5 0 0 . 4 5 4 0 . 6 5 0 s i 0 0 . 6 5 01 . 0 7 6 x R x 式中： / 2 0 . 7 0 . 1 9 6 0 . 0 5 0 . 4 5 4 W W / 2 0 . 7 0 . 0 5 0 0 . 6 5 0 W 开孔数 n 和开孔率 取筛孔的孔径 三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，且取 孔心距 t 。 每层塔板的开孔数 33221 1 5 8 1 0 1 1 5 8 1 0 1 . 0 7 6 5 5 3 815 （孔） 每层塔板的开孔率 10 90 2 应在 515%，故满足要求） 每层塔板的开孔面积 20 . 1 0 1 1 . 0 7 6 0 . 1 0 9 19 气体通过筛孔的孔速 / 1 . 5 1 2 / 0 . 1 0 9 1 3 . 8 7 m / so s A 气体通过筛板压降2 21 3 . 8 7 2 . 8 7 80 . 0 5 1 0 . 0 5 1 0 . 0 5 2 8 8 4 9 . 6 气体通过筛板的压降（单板压降） 0 5 2 0 . 0 2 8 5 0 . 0 0 2 0 5 0 . 0 8 2 5 5 mp c lh h h h 8 4 9 . 6 9 . 8 1 0 . 0 8 2 5 5 6 8 8 P a 0 . 6 8 8 k P a 0 . 7 k P pp g h （满足工艺要求） 沫夹带量液沫夹带量由下式计算，即 3 . 265 . 7 1 0 1 . 5 1 2 1 . 0 7 9 /1 . 5 3 9 0 . 1 3 8m 2 . 5 2 . 5 0 . 0 5 0 . 1 2 5h m 故 3 . 2635 . 7 1 0 1 . 0 7 9 0 . 0 4 02 1 . 4 1 0 0 . 3 5 0 . 1 2 5ve k g 液 / 故在本设计中液沫夹带量 液的验算 对筛板塔，漏液点的气速 4 . 4 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 /4 . 4 0 . 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 5 0 . 0 0 2 0 5 8 4 9 . 6 / 2 . 8 7 86 . 0 6 3 m / so m o L L h h 实际孔速0 1 3 /u m s筛板的稳定性系数为 1 3 . 8 7 2 . 3 1 . 56 . 0 6 3 （不会产生过量液漏） 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度0 系，即 d T h 苯 ，则 d T h 0 . 5 0 . 3 5 0 . 0 3 9 6 0 . 1 9 5 m 而 板上不设进口堰， 2 20 . 0 0 1 8 80 . 1 5 3 0 . 1 5 3 0 . 0 0 0 2 1 9 8 0 . 0 5 2 0 . 0 8 2 5 5 0 . 0 5 0 . 0 0 0 2 1 0 . 1 3 3 成立，故不会产生液泛。 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选 进行优化设计。 板负荷性能图 对于任一物系和工艺尺寸均已给定的塔板，操作时的气液相流量必须维持在一定的范围之内，以防止塔板上两相出现异常流动而影响正常操作。通常，以气相流量 Vh(m3/h)为纵坐标，液相流量 Lh(m3/h)为横坐标，在图上用曲线表示出开始出现异常流动时气、液相流量之间的关系 ，由这些曲线组合的图形就称为塔板的负荷性能图。 量液沫夹带线（ 1） 以 /为限，求系如下 hH （ 1） 式中： 0 . 7 1 3 81 . 5 3 9 0 . 1 3 8 21 2 / 32 / 32 / 32 . 5 2 . 536002 . 5 0 . 0 3 9 6 0 . 0 0 2 8 436002 . 5 0 . 0 3 9 6 0 . 0 0 2 8 4 1 . 0 10 . 9 80 . 0 9 9 1 . 7 0 7f L w o h h 将已知数据代入式（ 1） 3 . 263 2 / 30 . 7 1 3 85 . 7 1 0 0 . 12 1 . 4 1 0 0 . 3 5 0 . 0 9 9 1 . 7 0 7sv 2 / 34 . 6 0 6 3 1 . 3 3 （ 1 在操作范围内，任取几个式（ 1出对应的 表 4据表中数据作出雾沫夹带线（ 1） 泛线（ 2） （ 2） 2 / 3 2 / 32 / 33 6 0 0 3 6 0 00 . 0 0 2 8 4 0 . 0 0 2 8 4 1 . 0 10 . 9 80 . 6 8 2 9 22220 . 0 5 1 0 . 0 5 12 . 8 7 80 . 0 5 10 . 8 0 . 1 0 9 8 4 9 . 60 . 0 2 2 7 2o V s o o 2 / 32 / 30 . 5 7 0 . 0 3 9 6 0 . 6 8 2 90 . 0 2 2 5 7 0 . 3 8 9 3l w o w h h h 22 2 2 / 30 . 0 2 2 7 2 0 . 3 8 9 3 0 . 0 2 4 6 2p c l s sh h h h V L 2 220 . 1 5 3 0 . 1 5 3 5 8 . 9 20 . 9 8 0 . 0 5 2 2 2 / 32 / 3 20 . 5 0 . 3 5 0 . 0 3 9 6 0 . 0 2 2 7 2 0 . 3 8 9 3 0 . 0 2 4 6 2 0 . 0 3 9 60 . 6 8 2 9 5 8 . 9 2 2 2 / 3 26 . 9 8 9 4 4 7 . 1 9 2 5 9 3s s L （ 2 在操作范围内，任取几个式（ 2出对应的 表 4据表中数据作出液泛线（ 2） 相负荷上限线（ 3） 当液相负荷过大时，它在降液管中的 停留时间过短，所夹带的气泡来不及释出而被带至下一层塔板，使塔板效率降低。一般令停留时间 =5s 求取液相负荷上限，显然，它是一条垂线。3, m a x 0 . 3 5 0 . 1 3 8 0 . 0 1 m / （ 3 液线（气相负荷下限线）（ 4） 2 / 30 . 0 3 9 6 0 . 6 8 2 9L w o w sh h h L 漏液点气速 2 / 34 . 4 0 . 8 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 3 9 6 0 . 6 8 2 9 0 . 0 0 2 0 5 8 4 9 . 6 / 2 . 8 7 8o m 整理得： 2 2 / 3, m i n 3 . 8 5 8 0 0 . 3 7 8 0 （ 4 在操作范围内，任取几个式（ 4出对应的 23 表 433据表中数据作出漏液线（ 4） 相负 荷下限线（ 5） 对于平堰，一般取 6相应的液相负荷曲线作为其下限，以保证塔上的液流基本能均匀分布。由于它与气相负荷无关，为一垂线。 取平堰堰上液层高度 006.0 。 2 / 3 2 / 3, m i 6000 . 0 0 2 8 4 0 . 0 0 2 8 4 1 . 0 1 0 . 0 0 60 . 9 8s 则有 1 . 53, m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 9 8 0 . 0