郑金友-化工原理课程设计.doc

延边大学工学院化工原理课程设计设计题目:苯-甲苯筛板精馏塔设计设计者姓名: 郑金友指导老师: 柳海兰化工系 化学工程与工艺 专业05 级 18 号学号: 2054020431说明书 25 页 图纸 2 张设计时间 2008 年9 月15日 至 2008 年 10 月15 日完成时间 2008 年 10 月 15日 于延吉目 录前言-2摘要-2工原理课程设计任务书-3绪论 概述-4 设计方案的选定-5第一章 塔的数据计算一、 精馏流程的确定-6二、 塔的物料衡算-6三、 塔板数的确定-6四、 塔的工艺条件及物性数据计算-8五、精馏段、提馏段气液相负荷计算-10六、 塔和塔板主要工艺尺寸计算-11七、 筛板的流体力学验算-13八、 塔板负荷性能图-16九筛板塔的工艺设计计算结果汇总表-19第二章 热量衡算一、 进入系统的热量-20二、 离开系统的热量-20三、 热量衡算式-20第三章 塔的辅助设备计算及选型一、列管式换热器（塔顶全凝器）-21二、主要接管的尺寸-23三、泵的选型（回流泵）-24第四章 主要符号说明主要符号说明-25结束语-26参 考 文 献1.化工原理课程设计指导书 吉林化工学院 1999.12.化工原理上册 化工工业出版社 1998.33.化工原理下册 化工工业出版社 1998.34.化工流体流动与传热 化学工业出版社 2000.9前 言 塔设备是化工、石油等工业中广泛应用的重要生产设备，塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会,使传质、传热两种传递过程能够迅速有效地进行,还能使接触之后的气、液两相即使分开,互不夹带。筛板塔的出现，虽然迟于泡罩塔20年左右，但它仍以其结构简单、造价低等特点，在现代的化工生产中广泛的应用。筛板它是通过在板上开的很多小直径的孔一筛孔而工作的。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。筛板塔的生产能力比泡罩塔高1015，板效率亦约高1015，而每板压力降则低30左右。曾经认为，这种塔板在气体流量增大时，液体易大量冲到上一层板，气体流量小时，则液体大量经筛孔直接流到下一层板，故板效率不易保持稳定。实际操作证明，筛板在一定程度的漏液状况操作时，其板效率并无明显下降，其操作的负荷范围虽然较泡罩塔为窄，但设计良好的塔，其操作弹性仍可达35。本设计项目中既涉及到化工程产过程，又涉及到化工设备及生产材料，从多方面查询和查阅文献时，误差与错误在所难免，敬请各位老师给与指正与修改。ABSTRACTThe design is made to expound detailedly the separation equipment of benzene and toluence, which is called rectifying tower. It includes the calculation of technology, the calculation of equipment and the attached maps of the equipment.摘要本设计对苯和甲苯得分离设备精馏塔作了较详细的叙述，主要内容包括：工艺设计、设计计算及设备附图。*化工原理课程设计任务书18号*1.设计题目：苯甲苯筛板精馏塔设计2.设计条件: 加料量 F=78kmol/h 进料组成 xF=0.5馏出液组成 xD=0.915 釜液组成 xW=0.055加料状态 q=1.1 塔顶压力 p=1atm（绝）3.设计要求(1) 精馏塔工艺设计计算(2) 再沸器工艺设计计算(3) 精馏工艺过程流程图(4) 主要设备的工艺流程图(5) 设计说明绪论 概 述一，精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是汽、液两相之间的传质，而作为汽、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使汽、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。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：（1）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。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的汽、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。（3）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维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）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。二，筛板塔的优点和缺点筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点是：（1）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。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约25)。（3）小孔筛板容易堵塞。三，精馏塔的设计步骤（1）设计方案确定和说明。根据给定的任务书，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。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（3）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。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。（5）抄写说明书。（6）绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备条件图。 设计方案的选定：一，操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。本设计是在塔径相同的情况下进行的，这时可适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。二，进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。本设计是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。三，加热方式精馏塔釜的加热方式是采用蒸汽加热，在塔釜设置再沸器。四，热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。第一章 塔的数据计算一、精馏塔流程的确定 苯甲苯混合液经蒸汽预热后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器后，一部分作为回流，其余部分为塔顶产品经冷却后送至产品罐。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮罐。流程图略。二、塔的物料衡算（一）、 料液及塔顶、塔釜产品的苯的摩尔分率（二）、 相对平均分子量 Kg/kmol Kg/kmol Kg/kmol（三） 物料衡算总物料衡算：苯的物料衡算：联立二式得： Kg/h Kmol/h Kg/h Kmol/h Kg/h Kmol/h三、塔板数的确定。（一）、理论塔板数NT的求取由化工原理课程设计指导书P56表（2），根据（全凝器）及应用内差法得 同理 得根据经验公式安托万（Antoine）方程进行推算：塔顶： 得 KPa 得 KPa同理：对塔底有 得 KPa KPa相对挥发度：平均相对挥发度：求回流比R:将q=1.1 , ，带入平衡线方程与q线方程 即： ， 即联立两方程得则取R=2Rmin=1.7应用逐板计算法求理论塔板数NT:精馏段操作线方程：即联立q线方程得y=xD=0.927( 塔顶为全凝器) 精馏段的塔板数为4块提留段： Kmol/h即y5=1.2810.5311-0.01803=0.6623 x5=y6=1.2810.4426-0.01803=0.5489 x6=y7=1.2810.3300-0.01803=0.4047 x7=y8=1.2810.2158-0.01803=0.2584 x8=y9=1.2810.1236-0.01803=0.1403 x9= 所以提馏段的塔板数是9-1-4=4块，第5层为进料板，全部塔板数为8块。（二）、全塔效率ET塔平均温度为查表1-18及用内差法得 =0.269mPas=0.277mPas则该温度下进料液平均黏度m=0.5410.269+(1-0.541)0.277=0.2727mPasET=0.17-0.616lgm=0.51852%（三） 实际塔板数精馏段 N1=4/52%=7.698层 提馏段 N2=4/52%=7.698层四、塔的工艺条件及物性数据计算（一）、操作压强Pm塔顶压强：PD=101.3kPa 取每层塔板压降 P=0.7kPa则进料板压强： PF=101.3+80.7=106.9kPa精馏段平均操作压强： kPa塔府压强： Pw=101.3+160.7=112.5kPa提馏段平均操作压强： Pm= kPa（二）、 温度tm根据操作压强，依下式试差计算操作温度 P=PAXA+PBXB假设 tD=81.50lgPA= PA=105.93 kPalgPB= PB=42.00 kPaP=105.930.927+42.00(1-0.927)=101.26 PD 重设tD=81.54同理得： PA=106.06 kPa PB=41.1967 kPaP=106.060.927+41.1967(1-0.927)=101.32kPa 与塔顶压强相近tD=81.54同理可用试差法得：tF=92.68 tW=111.23则 精馏段平均温度 tm,1=87.11提馏段平均温度 （三）、 平均分子量塔顶 xD=y1=0.927, x1=0.8372MVDm=0.92778.11+(1-0.927)92.13=79.13kg/kmolMLDm=0.837278.11+(1-0.8372)92.13=80.39kg/kmol进料板 yF=y5=0.6623, xF=x5=0.4426MVFm=0.662378.11+(1-0.6623)92.13=82.84kg/kmolMLFm=0.442678.11+(1-0.4426)92.13=85.92kg/kmol塔底 yW=y9=0.1403 xW=x9=0.06198MVWm=0. 140378.11+(1-0. 1403)92.13=90.16kg/kmolMLMm=0. 0619878.11+(1-0. 06198)92.13=91.26kg/kmol则精馏段平均分子量 kg/kmolMLM(1)= =83.16kg/kmol则提馏段平均分子量 MVM(2)= =86.5kg/kmolMLM(2)= =88.59kg/kmol（四）、平均密度 m1、液相密度 Lm依下式 LmALA +BLB(为质量分数)查表1-16并用内差法 tD=81.54时 LA=813.3kg/m3 LB=808.5kg/m3 A=0.915塔顶：LmD0.915813.3 +（1-0.915）808.5得LmD=812.348kg/m3进料板：当tF=92.68时 LA=800.8kg/m3 LB=797.5kg/m3由进料板液相组成 xA=x5=0.4426 A= =0.4023 LmF0. 4023800.8 +(1-0. 4023)797.5得LmF=793.651kg/m3 塔底：当tw=111.23时 LA=778.9kg/m3 LB=779.0kg/m3xW=x9=0.06198 A= =0.053 LmW0.053778.9 +(1-0.053)779.0 得LmW=779kg/m3精馏段液相密度为 Lm（1）= =805.9kg/m3提馏段平均液相密度为 Lm（2）= =788.9kg/m32、气相密度 Vm(1)= PmMVm1 RT=2.81kg/m3 Vm(1)= PmMVm1 RT=3.04kg/m3（五）、液体表面张力 mm=i=1nxii查表1-17并用内差法塔顶tD=81.54C时，A=21.08mN/m, B=21.52mN/m进料当tF=92.68 C时，A=19.74mN/m, B=20.42mN/m塔底tw=111.23 C时, A=17.52mN/m, B=18.27mN/mmD=0.92721.08+(1-0.927)21.52=21.11mN/mmF=0.442619.74+(1-0.4426)20.11=20.12mN/mmW=0.0619817.52+(1-0.06198)18.27=18.22mN/m则精馏段的平均表面张力 m(1)= =20.62mN/m提馏段的平均表面张力 m(2)= =19.17mN/m （六）、液体粘度 lm lm =i=1nxii查表1-18并用内差法塔顶tD=81.54C时，La=0.304mPas，LB= 0.307mPas进料当tF=92.68C时，La= 0.272mPas ，LB=0.279mPas塔底tw=111.23 C时 , La= 0.231mPas ，LB=0.251mPasL0.9270.304+(1-0.927)0.307=0.304mPasL0.44260.272+(1-0.4426)0.279=0.276mPas L0.061980.231+(1-0.06198)0.251=0.250mPas则精馏段的平均液相粘度 lm（） =0.290mPas提馏段的平均液相粘度 lm（） =0.263mPas五、精馏段、提馏段气液相负荷计算（一）、精馏段气液相负荷计算（）(1.7+1)43.12=116.42kmolhVs=VMVm(1) 3600vm(1) = =0.932m3sL=RD=1.743.12=73.304kmolhLS=LMVm(1) 3600lm(1) = =0.0021m3sLh=3600LS= 7.56m3h（二）、提馏段气液相负荷计算V/=V-(1-q)=116.42-(1-1.1)78=124.22kmolhVS/= VMVm(2) 3600vm(2) = =0.982m3sL/=L+qF=73.304+1.178=159.1 m3hLs/= = =0.00496m3sL/h=3600L/S=17.87 m3h六、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）、 塔径D参考表1-2，初选板间距HT=0.45m, 取板上液层高度hc=0.06m。HT-hc=0.40-0.06=0.34m(LS/VS)( L/V)1/2=()()1/2=0.0382(LS/VS)( L/V)1/2=()()1/2=0.0814查图1-6得C20(1)=0.087, C20(2)=0.081，依式1-48校正物系表面张力为20.62mNm时的cCV(1)=C20(1)(20)0.2=0.087()0.2=0.0875校正物系表面张力为19.17mNm时的CV(2)= C20(2) )(20)0.2=0.081()0.2=0.08精馏 Umax(1)= CV(1)l-vv=0.0875 =1.479m/s提馏 Umax(2)= CV(2l-vv=0.081 =1.286m/s取安全系数为0.7，则U (1)= 0.7Umax(1)=1.035m/sU (2)=0.7Umax(2)=0.9m/sD(1)=4Vsu = =1.07mD(2)= 4Vsu = =1.18m按标准，塔径圆整，精馏段为1.2m. 提馏段为1.2m。所以精馏段空塔气速为 =0.82m/s 提馏段空塔气速为 m/s（二）、溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。1、溢流堰长lw , 取堰长lw为0.66D, 即 精馏段：lw1=0.661.4=0.792m 提馏段：lw2=0.661.4=0.792m2、 出口堰高hwhw =hl-how精馏段 ：由lwD=0.66, Lhllw12.5=7.56/0242.5 =13.54m查图1-11，知 E=1.04，依式1-54，即how1=2.4810-3E(Lh/Lw)2/3=2.4810-31.04(7.56/0.792)2/3=0.012mhw1 = hl1-how1=0.06-0.012=0.048m提馏段：Lh2lw22.5=17.87/0.79242.5 =32.01m查图1-11，知E=1.07，依式1-54，即how2=2.4810-3E(Lh/Lw)2/3=2.4810-31.07(17.87/0.7922)2/3=0.021mhw2= hl2-how2=0.06-0.021=0.039m3、 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lwD=0.66, 查图1-10，得WdD=0.124, AfAd=0.0722 精馏段：d1=0.124D1=0.149m 提馏段：Wd2=0.124D2=0.149m 精馏段; Af1=0.07224D2=0.07223.14/4(1.2)2=0.0816m2 AT1= Af1/0.0722=1.13 m2提馏段：Af2=0.07224D2=0.07223.14/4(1.2)2=0.0816m2, AT2=1.13m2由式1-53计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即设s ( 5s符合要求)s( 5s符合要求)4降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速 U0为0.08m/s（一般U0取0.070.25 m/s）依式1-56计算降液管底隙高度h0, 即：U0/=LsLwho 精馏段 ：h01=LsLwUo = =0.033m提馏段：取U0/为0.16m/s则： h02=LsLwUo = =0.039m（三）塔板布置 1 取边缘区宽度 WC=0.035m, 安定区宽度 WS=0.065m 2 以式1-57计算开孔面积 X=D/2 (Wd+Ws)=1.2/2(0.149+0.065)=0.386m R=D/2Wc=1.2/20.035=0.565m 则a=2xR-X +180Rsin-1X2=2 =0.798m2（四）筛孔数n与开孔率 取筛孔的孔径do为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm，取t/do=3.0故：空心距 t=3.05.0=15.0mm以式1-59计算塔板上的筛孔数n，即 n=(115810t)Aa=(11581015)0.798=4107孔以式1-58计算塔板上开空区的开孔率，即 =AoAa=0.907(tdo) =10.1% (在5-15%范围内)每层塔板上的开孔面积Ao为 Ao=Aa=10.1%0.798=0.0806m2精馏段中气体通过筛孔的气速 uo=VSAo=11.56m/s提馏段中气体通过筛孔的气速 uo=VsAo=12.18m/s（五）塔有效高度Z 精馏段 Z=(N11)0.4=(81)0.45=3.15m 提馏段 Z=80.45 =3.6m（六）塔高计算其中不包括封头、裙座。进料板与一个人孔在同一个板上。，。则m 七、筛板的流体力学验算 （一）气体通过筛板压降相当的液柱高度 1-60 hp=hc+hl+h1 干板压降相当的液柱高度依do/=5/3=1.67 查图1-13 Co=0.81由式 精馏段hc=0.051(UoCo)2(vL)=0.051()()=0.0363提馏段hc=0.051(UoCo)2(vL)=0.051()()=0.0444m2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl ua=VsAT-Af=0.889m/s Ua=VsAT-Af=0.936m/s Fa=ua=0.883=1.49由图1-14，查取板上液层系数 o=0.63 Fa=ua=0.936=1.632由图1-14，查取板上液层系数 o=0.62精馏段hl=o(hw+how)=0.630.06=0.0378m提馏段hl=o(hw+how)=0.060.62=0.0372m3 克服液体表面张力压降相当的液体高度h h= 4 lgdo =0.00209m h= 4 lgdo =0.002m 故 精馏段 hp=hc+hl+h=0.0363+0.0378+0.00209=0.0762m 提馏段 hp=hc+hl+h=0.0444+0.0372+0.002=0.0836m 4.单板压降 精馏段Pp=hpLg=0.0762805.99.81=602Pa 0.7kPa（允许）提馏段Pp=hpLg=0.0836788.99.81=647Pa 0.7kPa （允许）（二）、 雾沫夹带量ev的验算 ev=5.710-6(uaHT-hf)3.2=3.2=0.00893kg液/kg气 0. 1kg液/kg气ev=5.710-6(uaHT-hf)3.2=3.2=0.011kg液/kg气 0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。（三）、漏液的计算 Uow=4.4Co0.0056+0.13hl-hl/v =4.4 =6.42m/s Uow/=m/s筛板的稳定性系数 精馏段k=Uo/U0w=11.56/6.42=1.801 (1.5)提馏段k=Uo/U0w=12.18/6.13=1.99(1.5)故在设计负荷下不会发生过量漏液。 （四）、 液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 Hd(HT+hw) 以式1-73，即 Hd=hd+hL+hd 计算 hd=0.153(Lshwho)2=0.153(2=0.001m hd=0.153(Lshwho)2=0.153(2=0.0034m 精馏段Hd=hd+hL+hd=0.0762+0.06+0.001=0.1372m 提馏段Hd=hd+hL+hd=0.0836+0.06+0.0034=0.147m取=0.5 则 (HT+hw)=0.5(0.45+0.048)=0.249m(HT+hw)=0.5(0.45+0.039)=0.245m故 Hd(HT+hw)，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算可认为精馏段及提馏段的塔径及各工艺尺寸是合适的。八塔板负荷性能图 （一）、雾沫夹带线（1）以式1-69， ev=5.710-6(uaHT-hf)3.2式中 ua=VsAT-Af=0.9535Vs -(a) Hf=2.5(hw+how)=2.5hw+2.8410-3E(3600LsLw)23 近似值取 E1.0， hw=0.048m， Lw=0.792m故 Hf=2.5(hw+how)=2.5 =0.12+1.701Ls2/3 - (b)取雾沫夹带极限值 ev为0.1kg液/kg气，已知=20.6210-3N/m，HT=0.45m 并将(a)(b)式带入1-69式，得下式 0.1=3.2 整理得 Vs=2.174-11.21Ls2/3 -(1) 在操作范围内，任取n个Ls值，依(1)式算出相应的Vs值列于附表(1)中 附表(1)：Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s2.092.031.941.87提馏段(1) ua=VsAT-Af=Vs1.539-0.111=0.9535Vs -(a) Hf=2.5(hw+how)=2.5 =0.098+1.701Ls2/3 - (b)由0.1=3.2整理得 Vs=2.267-10.95Ls2/3 -(1)， 附表(1) Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s2.192.122.041.97（二）液泛线(2) 联立式1-73及1-75式得： (HT+hw) =hp+hw+how+hd近似取 E1.0, lw=0.792m 由式1-52 how=2.4810-3E(lhlw)2/3=0.6805Ls2/3 -(c) 由式1-60 hp=hc+hl+h hc=0.051(UoCo)2(vL)=0.051()2()=0.0417Vs2 hc=0.051(UoCo)2(vL)=0.051()2()=0.0461Vs2 hl=ohc=0.63 (0.048+0.6805Ls2/3)=0.0302+0.4287Ls2/3hl=ohc=0.62(0.039+0.6805Ls2/3)=0.0242+0.422Ls2/3故hp=hc+hl+h=0.0417Vs2+0.0302+0.4287Ls2/3+0.00209=0.0417Vs2+0.4287Ls2/3+0.0323-(d)hp=0.0461Vs2+0.0242+0.422Ls2/3+0.002=0.0461Vs2+0.422Ls2/3+0.0262 -(d)hd=0.153(LsLwho)2=0.153()2=224Ls2 -(e)hd=0.153(LsLwho)2=160.4Ls2 -(e)将HT为0.45m， hw=0.048m ，=0.5 及(c)(d)(e)式代入式1-73及 式1-75联立式得精馏段为0.5(0.45+0.048)= 0.0417Vs2+0.4287Ls2/3+0.0323+0.048+0.6805Ls2/3+224Ls2 整理得 Vs2=4.045-26.60Ls2/3-5371.7Ls2提馏段整理得 Vs2=3.89-23.9Ls2/3-3479.4Ls2在操作范围内取若干Ls值，仪式计算Vs值，列于附表(2)，仪表中数据做液泛线(2)附表(2)：Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s1.961.921.861.79附表(2)：Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s1.931.891.831.78（三）液相负荷上限线(3) 取液体在降液管中停留时间为4秒，由式1-53 Ls,max=Ls,max=AfHT=0.00918m3/s（四）漏液线（气相负荷下限线）(4) 由 hL=hw+how=0.048+0.6805Ls2/3 hL=hw+how=0.039+0.6805Ls2/3 Uow=VsminAo 代入式1-71漏液点，气速式： 精馏段为Uow=4.4Co0.0056+0.13hl-hl/v =4.40.081 Vs,min=提馏段为=4.40.081 Vs,min=此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内任取n个Ls值，依式计算相应的Vs值，列于附表(3)，依附表中数据作气相负荷下限线(4) 附表(3)：Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s0.4960.5080.5240.537附表(3)：Ls , m3/s0.610-31.510-33.010-34.510-3Vs , m3/s0.4460.4590.4740.487（五）液相负荷下限线(5) 取平堰，堰上液层高度 how=0.006m作为液相负荷下限线条件以式1-54，取E1.0，又 how=0.6805Ls2/3，整理上式得 Ls,min=Ls.min=8.2810-4m3/s此值在Vs-Ls图上作线(5)即为液相负荷下限线，如下图所示。P点为操作带点，OP为操作线。如图精馏段操作弹性：临界点操作弹性精馏段操作弹性：界点操作弹性 九筛板塔的工艺设计计算结果汇总表第二章 热量衡算（换热器）一、进入系统的热量（以0为基准）（1）加入蒸汽的热量 QB=GBrw（换170饱和水蒸气计算） GB为加热蒸汽量，待求 rw为加热蒸气的汽化潜热，查表得 rw=2054.0kJ/kg（2）、进料带入热量QF tF=92.68时查得 CP, A=1.927kJ/kmol，CP, B=1.945kJ/kmol FG=6594.51kg/h CP, F=0.40231.927+(1-0.4023)1.945=1.938kJ/kmoQF=FGCP, FtF=6594.511.93892.68=1.184106kJ/h（3）、回流带入热量 QR QR=RDGCP.RtRDG=DMD=M=3412.28kg/htR=tD=81.54时 CP, A=1.887kJ/kmol CP, B=1.907kJ/kmol CP,R=0.9151.887+(1-0.915)1.907=1.889kg/kmol QR=RDGCP.RtR=1.73412.281.88981.54=8.934105kJ/h 二、离开系统的热量 （1）塔顶蒸汽带出的热量 QV QV=DG(R+1)(CP.DtD+rD) CP.D=CP.R=1.889kJ/kmol tD=81.54 查得 rA=393kJ/kg , rB=378.96kJ/kmol rD=0.915393+(1-0.915)378.96=391.8kJ/kmolQV=DG(R+1)(CP.DtD+rD)=3412.282.7(1.88981.54+391.8)=5.029106kJ/h （2）残液带出的热量QW QW=WGCPWtW WG=3182.23kg/h tW=111.23时 CP, A=2.006kJ/kmol CP, B=2.028kJ/kmolCP,W=0.0532.006+(1-0.053)2.028=2.027kg/kmolQW=WGCPWtW=3182.232.027111.23=7.174105kJ/h （3）散失于周围的热量QL 可设 QL=0.5%QB 三、热量衡算式 由热量衡算式1-12QB=QV+QW+QL-QF-QR =5.029106+7.174105+0.