甲醇水溶液精馏塔工艺设计.doc

目录 1 诚信声明12绪论33馏塔的物料衡算44塔板数的确定45精馏塔的工艺条件数据的计算56精馏塔的塔体工艺尺寸的算107塔板主要工艺尺寸的算148筛板流体力学的验算199塔板负荷性能图2310板塔设计计算结果3011 辅助设备的计算和选型3212参考文献3913评述和有关问题的讨论4014要符号说明4115 致谢43 一. 绪论 甲醇作为重要的有机化工原料之一，随着世界经济的发展趋势的变化，石油资源的紧缺贫乏将有力的推动甲醇行业的发展。目前，我国甲醇市场总体趋势走高,甲醇的价格还会稳步提高。如何合理利用资源在甲醇精制过程中做到高效节能成为本文的选题。选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。 在甲醇的生产中，由于粗甲醇产品含有大量杂质而影响产品甲醇的质量，因此精馏系统是甲醇生产中极为关键的部分。改进和优化甲醇的精制工艺，在熟悉甲醇精制的基础上，以通过化工过程系统模拟软件为工具，对改造设计措施进行模拟分析，并将设计结果与模拟结果对比，从而寻找一条能量消耗和水资源消耗的途径，提高产品甲醇质量，最终提高经济效益，成为推动甲醇生产进一步发展的重要技术环节。 2.设计方案的确定为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词： 泡点进料 精馏塔 筛板 物料衡算二、精馏塔的物料衡算 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=(0.42/32)/(0.42/32+0.58/18)=0.289xd=(0.92/32)/(0.92/32+0.08/18)=0.866 xw=（0.01/32）/（0.01/32+0.99/18）=0.0006 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=320.289+18(1-0.289)=22.05kg/molMd=320.866+18(1-0.866)=30.12kg/mol则可知：原料的处理量：F=40000/(800022.05)=226.76kmol/h根据回收率： = xdD/(xfF)=(1-1%)(0.866D)/（0.289226.76）=99% 则有： D=74.92kmol/h 由总物料衡算：F= D+W所以 W=F-D=226.76-74.92=151.84kmol/h三、塔板数的确定 理论板层数NT的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：(回流比的大小是影响精馏操作产品优质 ，高产 ，低消耗的重要因素之一，因此回流比的正确选择，控制与调节也是非常重要的。)查图得 yq=0.66 xq=0.29根据 Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.866-0.66)/(0.66-0.289)=0.560取操作回流比为：R=2Rmin=20.560=1.120精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.1274.92=83.91kmol/hV=(R+1)D=2.1274.92=158.83kmol/hL=L+F=83.91+226.76=310.67kmol/hV=V=158.83kmol/h2精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=(Lx)/V +(Dxd)=0.528x+0.409提馏段操作线：y=(Lx)/V- (Wxw)/V=1.956x- 0.006图解法求理论塔板层数根据图一(1-1)所示，可求得结果为总理论塔板数NT为8块(包括再沸器)进料板位置NF为自塔顶数起第3块 理论板层数NT的求取 根据ET=NT/NP50得：精馏段实际塔板数 N精=3/50%=6块提馏段实际塔板数 N提=5/50%=10块四精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 （1）.操作压力：常压 101.3 kpa （2）.操作温度的计算 ： （由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽液相平衡图t-x-y图查取 如下图12） 得： TD =66.5 TF =78.5 TW =98.2 所以精馏段平均温度tm =（66.5+78.5）/2 =72.5提馏段平均温度tm =（98.2+78.5）/2=88.35 （3）.平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算由于xD=y1=0.866 查平衡曲线(图1一1)得 x1=0.705MVDm=yFMA+（1-yF）MB = 0.86632+(1-0.866)18=3.12kg/molMLDm= x1MA+（1-x1）MB =0.70532+(1-0.705)18=27.87kg/mol. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.590 查平衡曲线(图1一1)得 x2=0.220MVFm= yFMA+（1-yF）MB = 0.59032+(1-0.590)18=26.26kg/molMLFm= x2MA+（1-x2）MB = 0.22032+(1-0.220)18=21.08kg/mol. 塔釜平均摩尔质量计算由yw=0.006 查平衡曲线(图一)得 x1=0.002MVWm = ywMA+（1-yw）MB =0.00632+(1-0.006)18=18.08kg/molMLWm= x1MA+（1-x1）MB = 0.00232+(1-0.002)18 = 18.03kg/mol. 精馏段平均摩尔质量MVm=(30.12+26.26)/2=28.19kg/molMLm=(27.87+21.08)/2=24.48kg/mol. 提馏段平均摩尔质量MVm=(26.26+18.08)/2=22.17kg/molMLm=(21.08+18.03)/2=19.56kg/mol 平均密度的计算水的重要物理性质温度t/（）密度/（kg/m3）黏度/（mPa.s）张力/（mN/m）比热容Cp /（Kj/kg.k）20998.21.00572.604.18360983.20.468866.204.17870977.80.406164.304.18780971.80.356562.604.19590965.30.316560.704.208100958.40.283858.804.220 化工单元第305页甲醇的重要物理性质温度t/（）密度/（kg/m3）黏度/（mPa.s）张力/（mN/m）比热容Cp /（Kj/kg.k）20804.80.580022.0760761.10.344017.3370749.40.307016.1880737.40.277015.049072490.250013.91100712.00.228012.80 化工手册第492页. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(101.328.19)/8.314(273.15+72.5)=0.994kg/m3液相查（13）可得tD=66.5时 H2O979.7kg/m3 CH3OH=753.5kg/m3tF=78.5时 H2O972.7kg/m3 CH3OH=739.2kg/m3LDm=1/（A/A +B/B） = 1/(0.92/753.5+0.08/979.7)=767.7kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.22032)/(0.22032+0.78018)=0.334 LFm=1/(0.334/739.2+0.666/972.7)=879.9kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(767.7+879.9)/2=823.8 kg/m3. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(101.322.17)/8.314(273.15+88.35)=0.747kg/m3 液相查（13）可得tw=98.2时 H2O959.6kg/m3 CH3OH=714.3kg/m3A=(0.00232)/(0.00232+0.99818)=0.0036Lwm=1/（A/A +B/B）=1/(0.0036/714.3+0.998/959.6)=959.00kg/m3 提馏段平均密度Lm=(959.00+879.90)/2=919.5 kg/m3 平均黏度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgi塔顶液相平均黏度的计算 由tD=66.5查手册得H2O=0.4281mPa.s CH3OH=0.320mPa.slgLDm=0.866lg(0.32)+0.134lg(0.4281)=-0.49LDm=0.331mPa.s进料板平均黏度的计算由tF=78.5查手册得H2O=0.0.3639mPa.s CH3OH=0.2815mPa.slgLFm=0.220lg(0.2815)+0.780lg(0.0.3639)=-0.46LFm=0.347mPa.s精馏段平均黏度Lm=(0.331+0.347)/2=0.339mPa.s塔底液相平均黏度的计算 由tW=98.2查手册得H2O=0.2897mPa.s CH3OH=0.2320mPa.slgLWm=0.002lg(0.2320)+0.9980lg(0.2897)=-0.54 LWm=0.288mPa.s提馏段平均黏度Lm=(0.0.347+0.0.288)/2=0.3175mPa.s 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. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=66.5查手册得H2O=64.96mN/m CH3OH=16.58mN/mLDm=0.86616.58+0.13464.96=23.06 mN/m. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.5查手册得H2O=62.86mN/m CH3OH=15.21mN/mLFM=0.22015.21+0.78062.86=52.38 mN/m. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=98.2查手册得H2O=59.14mN/m CH3OH=13.01mN/mLWm=0.00213.01+0.99859.14=59.05 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(23.06+52.38)/2=37.72 mN/m提馏段液相平均表面张力Lm=(52.38+59.05)/2=55.72mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 由上面可知精馏段 L=83.91kmol/h V=158.83kmol/h 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(158.8328.19)/(36000.994)=1.251m3/sLS=LMLm/3600Lm=(83.9124.48)/(3600823.8)=0.001m3/smax=C（Lv）/v 0.5式中，负荷因子C=C20（/0.02）0.2由史密斯关联图（14）查得C20求取图的横坐标为 Flv=Lh/Vh(l/v)0.5=0.001/1.251（823.8/0.994）0.5=0.0230取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.053m，则HT-hL=0.347 m（塔径在0.81.6m之间，HT取0.350.45m） 史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.069气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.069（37.72/20）0.2=0.0783max=C（Lv）/v 0.5 =0.0783（823.8-0.994）/0.994 0.5=2.25取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.82.25=1.80m/s D=V/0.7850.5 = 1.251/（0.7851.8） 0.5 =0.941m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=D2/ 4 =/41.02 =0.785 m2 实际空塔气速为U实际=V/At=1.251/0.785=1.594 m/sU实际/ Umax=1.594/2.25= 0.708(安全系数在允许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=310.67kmol/h V=158.83kmol/h 提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(158.8322.17)/(36000.747)=1.309m3/sLS=LMLm/3600Lm=(310.6719.56)/(3600919.5)=0.0018m3/s式中，max=C（Lv）/v 0.5负荷因子C=C20（/0.02）0.2由史密斯关联图（14）查得C20求取 图的横坐标为 Flv=Lh/Vh(l/v)0.5 =0.0018/1.309（919.5/0.747）0.5 =0.048取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m由史密斯关联图，得 C20=0.072气体负荷因子 C= C20(/20)0.2=0.072（55.72/20）0.2 =0.088max=C（Lv）/v 0.5 = 0.088（919.5-0.747）/0.747 0.5 =3.571m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.63.571=2.152m/s D=V/0.7850.5 =1.309/（0.7852.152） 0.5 =0.880m 按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积:At=D2/ 4 =/41.02 =0.785 m2 实际空塔气速为U实际=V/ At = 1.309/0.785=1.67m/s U实际 / Umax=1.67/3.571=0.5(安全系数在允许的范围内，符全设计要求) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT +（N提-1）=（6-1）0.40+（6-1）0.003=2.027 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT +（N提-1）=（10-1）0.40+（10-1）0.003=3.627m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=2.027+3.627+0.8=6.454m 精馏塔空间高度的计算 塔顶空间 （塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为便于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距。） 所以塔顶间距为HT HD =1.75 HT =1.750.40 =0.70m 塔底空间 假设 塔底高度选择储存液量为5分钟，设塔底密度为1000kg/ m3 则有 V=158.8318.03（5/60）/1000=0.24 m3 V=R2h=0.24 解得：h=0.31m 所以塔底设计高度为1.50m 塔支座为H2 =2.5m （公称直径在10002000mm） 塔体高度为 1H =（n - nf- np-1）HT + nf HF + np Hp + HD + HB + H1 + H2 =（16-1-1-1）0.40+10.4+10.8+0.7+1.4+0.5+2.5 =11.6m六、塔板主要工艺尺寸的计算 精馏段溢流装置计算由于塔径D=1.0m （塔径2.2m宜选取双溢流降液管）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：1) 堰长lw 取lw=0.65D=0.651=0.65m2) 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图查手册（15），取E= 1.0 则how=0.00284（0.0013600）/0.65 2/3 =0.0089m取板上清液层高度hL=0.053 m故 hw= hLhow=0.053-00089=0.0441m满足0.05- how hw01- how 且hw在4050mm之间因此设计符合要求。3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 5m 查手册（16）可求得Af/AT=0.075 Wd/D=0.135Af=0.0750.785=0.0589 m2Wd=0.1351.0=0.135 m依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.05890.40/ (36000.001)=23.56s5s 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。4）降液管底隙高度ho (ho 不易小于2025mm)ho= Lh/（3600lwuo）取uo=0.07m/s （液体通过底隙时的流速一般取0.070.25m/s）则ho=0.0013600/(36000.650.07) =0.0220 m0.02m Hw-ho=0.0441-0.0220=0.02210.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=60mm。（0.6m,一般受液盘深度hw50mm）塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查手册（17）可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定（Ws取70100mm Ws50100mm Wc小塔3050mm大塔5070mm）取Ws=Ws= 70mm , Wc=40mm （Ws，Ws为溢流堰前或进口堰后分配区宽度，Wc为无效区 ）开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=1/2-（0.135+0.07）=0.295mr= D/2Wc=1/2-0.040=0.46m由Wd/D=0.135， 得Wd=0.135则有 Aa=20.295（0.462-0.2952）+（3.140.462）/180sin-1（0.295/0.46）=0.503m2. 筛孔计算与排列本设计研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm（取34mm）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=3 do=35=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=（1.1550.503）/0.0152=2582个开孔率为=0.907（do/t）2=0.907（0.005/0.015）2=10.1%则 气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.251/（Aa）=1.251/（0.1010.503）=24.62m/s提馏段 (计算公式和原理同精馏段)溢流装置计算因塔径D=1.0m，宜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=0.65D=0.65m 2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow可选取平直堰，堰上层液高度how（how不宜大于6070mm）由公式计算，即有how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) 并由图液流收缩系数计算图（16），则可取用E= 1.0 ，则how=0.00284（0.00183600）/0.652/3=0.0133m取板上清液层高度hL=0.055 m故 hw=0.055-0.0133=0.0417 m 且计算结果满足0.05- how hw01- how因此计算结果溢流堰高符合设计要求。3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.65 m 查图手册（16）得Af/AT=0.075 Wd/D=0.135Af=0.0750.785=0.0589 m2Wd=0.1351.0=0.135 m根据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.05890.40/ (36000.0018)=13.09s5s 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4）降液管底隙高度ho （ho不宜小于2025mm） ho= Lh/（3600lwuo）取 uo=0.13m （通过底隙时的流速，宜在0.070.25m之间）则ho=36000.0018/（36000.650.13）=0.213m0.02mHw-hO=0.0417-0.0213=0.02040.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=60mm （0.6m,一般受液盘深度hw50mm） 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= 70mm Wc=40mm 开孔区面积计算 开孔区面积Aa下式计算，则有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(Wd+Ws)=0.5-（0.135+0.07）=0.295mr= D/2Wc=0.5-0.040=0.46m由Wd/D=0.135， 得Wd=0.135 Aa=20.295（0.462-0.2952）+（3.140.462）/180sin-1（0.295/0.46）=0.503m2 筛孔计算与排列本设计研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm（取34mm）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=3 do=35=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=（1.1550.503）/0.0152=2582个开孔率为=0.907（do/t）2=0.907（0.005/0.015）2=10.1%则 气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=1.251/（Aa）=1.309/（0.1010.503）=25.77m/s七、筛板的流体力学验算 精馏段1) 塔板的压降. 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）（uo气体通过筛孔气速，co流量系数）取do/= 5/3=1.67 ,可查手册史密斯关联图（1 - 8）得，co=0.85所以hc=0.051(24.62/0.85) 2(0.994/823.8)=0.0520m液柱. 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hL=（hw+how）ua=Vs/（ATAf）=1.251/(0.785-0.0589)=1.723m/s（ua通过有效传质区气速，Fo气相动能因子）Fo = ua（V）1/2 =1.723(0.994)1/2=1.73kg1/2/(s m1/2)可查手册（19） 得=0.57因此hl=hL=0.570.053=0.030 m液柱. 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=(437.7210-3)/(823.89.810.005)=0.0037 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=0.0520+0.030+0.0037=0.0857m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPLg =0.0857823.89.81=692.6Pa0.7KPa（设计允许值）2) 液面落差因为筛板塔，液面落差很小，并且塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，由公式 ev=5.710-6/L ua/(HThf)3.2hf=2.5hL=2.50.053=0.133m 所以：ev=(5.710-6/37.7210-3) 1.723/(0.4-0.133) 3.2=0.059kg液/kg气0.1kg液/kg气液沫夹带量在设计范围之内，故本次设计不会发生液沫夹带。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min由公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2 =4.40.772（0.0056+0.130.053-0.0037） (767.7/0.994） 1/2=8.85m/s实际孔速为o=24.62m/sUo,min=8.85m/s稳定系数为 =Uo/Uo,min=24.62/8.85=2.781.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛 （液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种）为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从Hd(HThw)甲醇与水属于一般理想物系，取= 0.5，（为安全系数一般取值0.40.6范围内）则(HThw)=0.5（0.40+0.0441）=0.222m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=0.0857+0.053+0.0007=0.140m液柱则有： Hd(HThw)故本设计不会发生液泛。 提馏段1) 塔板的压降. 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 ,可查手册（18）得，co=0.850所以hc= 0.051（25.77/0.85）2（0.747/919.5）=0.0381m液柱. 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=hL=（hw+how）ua=Vs/（ATAf）=1.309/（0.785-0.0589）=1.803m/sFo= ua （V）1/2 =1.8030.747 1/2 =1.56kg1/2/s m1/2可查手册（19）得=0.59则hl=hL=0.590.055=0.0325m液柱. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h根据公式h=4L/（Lgdo）计算则有h=(455.7210-3)/(919.59.810.005)=0.0049 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，由公式hP=hc+hl+h =0.0381+0.0325+0.0049=0.0755m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp= hPLg =0.07559.81919.5= 681.03Pa0.7kPa 计算结果在设计允许值内。2) 液面落差 由于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，因此可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式ev=5.710-6/Lua/(HThf)3.2 由 hf=2.5hL=2.50.055=0.1375m则ev=5.710-6/55.7210-3 1.803/(0.40-0.1375)3.2 =0.049 kg液/kg气0.1 kg液/kg气液沫夹带量在设计范围之内，故本次设计不会发生液沫夹带。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min根据公式Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2 =4.40.772（0.0056+0.130.055-0.0049） （919.5/0747） 1/2=10.56m/sUo=25.77m/sUo,min=10.56m/s稳定系数为 K= Uo / Uo,min =25.77/10.56=2.441.5故在本次设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd须满足Hd(HThw) （安全系数取0.40.6 之间为宜）甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则(HThw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221mHd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有 hd=0.153(uo)2=0.153（0.13）2 =0.003m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0755+0.055+0.003=0.134m液柱则有：Hd(HThw)故次本设计不会发生液泛。八、塔板负荷性能图 精馏段.漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL- h)L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =4.40.7720.1010.5030.0056+0.13（0.441）+0.00284 （3600 Ls/0.65）2/3 -0.0037（823.80.994） 1/2 =4.968 (0.0076+0.1189Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，根据上式计算出相应Vs值计算结果列于下表：Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s 0.456 0.475 0.497 0.516. 液沫夹带线以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)=Vs/（0.785-0.0589）=1.377 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)=2.5(0.0441+ 0.91 Ls2/3)=0.11+2.3 Ls2/3hw =0.441mhow=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.00284（3600Ls/0.65 m）2/3 =0. 91 Ls2/3HThf=0.40-0.11-2.30Ls2/3=0.29-2.30 Ls2/3 则 ev=5.710-6/37.7210-3 1.377Vs/(0.29-2.30 Ls2/3)3.2 =0.1化简整理得 Vs=1.60-12.72 Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，根据上式计算出相应Vs值计算结果列于下表：Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s1.512 1.437 1.340 1.259. 液相负荷下限线对于平流堰，堰上高度过大会增大塔板压降及液沫夹带量，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.006整理得 Ls,min=0.00055m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 如图（110）. 液相负荷上限线 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由公式=（AfHT）/Ls=5故Ls,max=（AfHT）/5=（0.05890.40）/5=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. 液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+ hhl=hLhL= h w +hOW联立上式得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系及数据代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（V/L） =0.051/（0.1010.5030.85）2（0.994/823.8）=0.037b=HT(-1)hw =0.50.4+（0.5-0.57-1）0.0441=0.153c=0.153/(lwhO)2 =0.153/（0.650.022 ）2 =748.203d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3) =0.002841（1+0.57）（3600/0.65）2/3 =1.436则有0.037Vs 2 =0.153-748.203 Ls2 -1.436 Ls2/3 整理得V2s=4.14-20221.7 Ls2-38.81 Ls2/3上在操作范围内，任取几个Ls值，依式计算出Vs的值，计算结果如下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s 1.965 1.897 1.780 1.641在负荷性能图（110）上，作出操作点A，连接OA，即所求操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 1.915m3/s Vs,min=0.465m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=1.915/0.465=4.118 提馏段.漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL- h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =4.40.7720.1010.5030.0056+0.130.0417+0.00284 （3600 Ls/0.65）2/3 -0.0049（919.5/0.747） 1/2 整理得Vs, min = 6.054 (0.00612+0.1189Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，根据上式计算出相应Vs值计算结果列于下表：Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s 0.5040.529 0.560 0.584. 液沫夹带线以ev =0.1kg液/kg气为限，求取VsLs关系如下：ev=5.710-6/L ua/(HThf)3.2ua=Vs/(AT-Af