板式塔课程设计 苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计

板式塔课程设计任务书一、课程名称苯甲苯混合液筛板精馏塔设计二、设计条件年处理量41600吨/年料液浓度450（苯的质量分数，下同）塔顶产品浓度9664塔底釜液组成158每年实际生产天数330天（每天24小时运行）精馏塔塔顶压强4KPA（表压）料液初温35冷却水温30饱和水蒸气压力25KGF/CM2（表压）设备形式筛板（浮阀）塔进料热状况泡点进料回流比自选单板压降07KPA全塔效率ET542产址海南地区三、设计内容1、精馏塔的物料衡算；2、塔板数的确定；3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5、塔板主要工艺尺寸的计算；6、塔板的流体力学验算；7、塔板负荷性能图；四、设计基础数据其他物性数据查有关手册（1）苯和甲苯的物理性质表1项目分子式分子量/沸点/临界温度TC/临界压强PC/KPA苯C6H67811801288568334甲苯C7H8921311063185741077（2）饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压可由ANTOINE方程式求算。LOGPAB/TC式中T物系温度，P饱和蒸汽压，KPAA、B、CANTONIE常数表2组分ABC苯602312063522024甲苯6078134394219583苯和甲苯的液相密度（KG/M3）表3温度/8090100110120密度（苯）8158039792578037689密度（甲苯）81008002790378037700（4）液体的表面张力（MN/M）表4温度/C8090100110120表面张力（苯）21272006188517661649表面张力（甲苯）21692059199418411731（5）液体粘度MPAS）表5温度/C8090100110120粘度（苯）03080279025502330215粘度（甲苯）03110286026402540228目录1精馏塔的概述611塔设备的类型612塔设备的性能指标613板式塔与填料塔的比较714精馏原理72设计标准83设计方案的分析和拟订84各部分结构尺寸的确定和设计计算841设计方案的确定842精馏塔的物料衡算9421原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数10422原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量10423物料衡算1043塔板数的确定11431理论板层数NT的求解11432实际板层数的求取1444精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算14441精馏段操作压力计算14442提馏段操作压力的计算14443操作温度计算15444平均摩尔质量计算16445平均密度的计算17446液体平均表面张力计算20447液体平均黏度的计算2145精馏塔的塔体工艺尺寸的计算23451塔径的计算23452精馏塔有效高度的计算2546塔板主要工艺尺寸的计算26461溢流装置计算26462塔板布置2947筛板的流体力学验算30471精馏段304711塔板压降314712液面落差324713液沫夹带324714液漏324715液泛33472提馏段334721塔板压降344722液面落差344723液沫夹带344724液漏354725液泛3548塔板负荷性能图36481精馏段364811漏液线364812液沫夹带线364813液相负荷下限线374814液相负荷上限线374815液泛线38482提馏段394821漏液线394822液沫夹带线404823液相负荷下限线414824液相负荷上限线414825液泛线41五、汇总表4351精馏段筛板塔设计计算结果4352提馏段筛板塔设计计算结果44六、参考资料46一、精馏塔的概述11塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔内汽液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行汽液与传热。正常操作下，气相为分散相。液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。12塔设备的性能指标为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离；在塔内使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下通量单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；分离效率单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；适应能力操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。13板式塔与填料塔的比较工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面生产能力；分离效率；塔压降；操作弹性；结构、制造及造价。生产能力填料塔内件的开孔率通常在50以上，而填料层的孔隙率则超过90，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。分离效率一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。在减压、常压和低压（压力小于03MP）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。塔压降填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。操作弹性一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。结构、制造及造价填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。14精馏原理塔分离均相液态混合物的原理蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发低沸点组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发高沸点组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。二、设计标准HG/T2056994机械搅拌设备GB1501998钢制压力器TCEDS890压力容器强度计算书统一格式CD130A2086化工设备设计文件编制规定压力容器安全技术监察规程压力容器压力管道设计单位资格许可与管理规则GB150钢制压力容器三、设计方案的分析和拟订工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作，根据任务书知，板式塔的生产能力低，要求的分离效率也不高，且填料塔的结构要求高，造价高，而板式塔的结构简单，制造、维修方便，所以选用板式塔四各部分结构尺寸的确定和设计计算41设计方案的确定本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程图如下图板式塔大致可分为两类一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。42精馏塔的物料衡算已知参数苯、甲苯混合液处理量，F41600T/年；料液浓度450（苯的质量分数，下同）塔顶产品浓度9664塔底釜液组成、158回流比自选单板压降07KPA全塔效率ET542进料热状况泡点进料421原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量MA7811KG/KMOL甲苯的摩尔质量MB9213KG/KMOLXF045/7811/045/7811055/92130491XD09664/7811/09664/781100336/92130972XW（00158/7811）/09842/921300158/781100188422原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF049178111049192138523KG/KMOLMD097278111097292137850KG/KMOLMW00188781110018892139187KG/KMOL423物料衡算原料处理量FF416001000/3302485236163KMOL/H总物料衡算WD6163DW代入苯物料衡算616304910972D00188W联立得29101092532D得D3053KMOL/HW3110KMOL/H43塔板数的确定431理论板层数NT的求解苯甲苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。由任务书给定的苯、甲苯组分的饱和蒸气压数据（表6），表6苯甲苯组分的饱和蒸气压数据温度（）800284889296100104108114P苯KPA101111311273143416011797198822062325P甲苯KPA3994435055756567438319371011可得苯甲苯物系的气液平衡数据，如表7所示表7苯甲苯气液平衡数据T（）800284889296100104108114X苯100008230659050803760256015500580Y甲苯100009220830072005960453030401280根据气液平衡数据，可绘出XY图，如下图（11）图11苯甲苯的平衡曲线根据平衡曲线图，可求出理论板数图12图解法求理论板数求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图11中对角线上，自点E0491,0491作垂线（Q线），该线与平衡线的交点坐标为YQ0700XQ0491故最小回流比为RMINXDYQ/YQXQ09270700/070004911086取操作回流比为R2RMIN2172求精馏塔的气、液负荷LRD217230536631KMOL/HVR1D2172130539684KMOL/HLLF6631616312794KMOL/HVV9684KMOL/H求操作线方程精馏段操作线方程为YL/VXD/VXDY6631/9684X3053/968409720684X0515提馏段操作线方程为YL/VX（W/V）XWY12794/9684X3110/9684001881321X000584图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图12所示。求解结果为总理论板层数135包括再沸器TN进料板位置6FN432实际板层数的求取精馏段实际板层数N精5/048010410提馏段实际板层数N提85/04801771844精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算441精馏段操作压力计算塔顶操作压力KPA31054PD每层塔板压降P07KPA进料板压力PD1053307101123KPA精馏段平均压力PM105331123/21088KPA442提馏段操作压力的计算塔底操作压力PW105330727124,2KPA提馏段平均压力PM11231242/211825KPA443操作温度计算根据苯甲苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯氯苯的TXY图，见下图图13苯甲苯的气液平衡相图依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算在塔顶操作压力下，PD1053KPA，设泡点的温度为T8202，有（1）、（2）式分别求得444平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XDY10972，查得平衡曲线（见图12），得X10932MVDM097278111097292137857KG/KMOLMLDM093278111093292137906KG/KMOL进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图12），得YF0681查平衡曲线（见图12）得XF0480MVFM068178111068192138258KG/KMOLMLFM048078111048092138540KG/KMOL塔底平均摩尔质量计算由图12，得X130032Y130063MVWM006378111006392139124KG/KMOLMVWM003278111003292139161KG/KMOL精馏段平均摩尔质量计算MVM精（78578258）/28058KG/KMOLMLM精85407906/28223KG/KMOL提馏段平均摩尔质量计算MVM提（82589124）/28691KG/KMOLMLM提85409161/28851KG/KMOL445平均密度的计算精馏段计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算3/91257384310MKGRTMPMVVM液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即ILMA1塔顶液相平均密度的计算由表3画出图14苯和甲苯的T关系图图14TD82由图14得3/812MKGA3/2680MKGB/71/0/9LDM进料板液相平均密度的计算TF941由图14得进料板液相的质量分数A（04807811）/04878111048921303813/879656109478310MKGFM精馏段液相平均密度为2719825LM3/KG提馏段计算气相平均密度计算又理想气体状态方程计算，即3/27153031489862MKGRTMPMVVM液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即ILMA1塔底液相平均密度的计算TW1165由图14得3/4273/9820367/018MKGLWM进料板液相平均密度的计算TF941由图14得进料板液相的质量分数A（04807811）/04878111048921303813/879656109478310MKGFLM提馏段液相平均密度为LM773427958/27846KG/M3446液体平均表面张力计算精馏段计算液相平均表面张力依下式计算，即LMIX塔顶液相平均表面张力的计算由表4画出图15图15TD82由图15得MNMNLDMBA/03214802970/4821进料板液相平均表面张力的计算TF941由图15得MNMNLFMBA/96132049158940/321则精馏段液相平均表面张力LM/012提馏段计算液相平均表面张力依下式计算，即LMIX塔顶液相平均表面张力的计算TW1165由图15得MNMNLMBA/70101896018/72进料板液相平均表面张力的计算TF941由图15得MNMNLFMBA/96132049158940/321则提馏段液相平均表面张力LM/83170447液体平均黏度的计算精馏段计算液体平均黏度依下式计算NIILMX1LGLG塔顶液相平均粘度的计算由表5画出图16苯和甲苯的T关系图图16TD82由图16得A0302MPAS,B0306MPASLGLDM0972LG030210972LG0306解得LDM0309MPAS进料板液相平均粘度的计算由由图16得CTF194564027LG50926LG0LGM7LFBASPA解出SALFM73则精馏段液相平均粘度为LM（LDMLFM）/203090273/20291PAS提馏段计算液体平均黏度依下式计算NIILMX1LGLG塔顶液相平均粘度的计算TW1165由图16得2380LG9120LG18LGM230LBASPA解出SALWM3进料板液相平均粘度的计算由由图16得CTF194564027LG50926LG0LG7LFMBASPA解出SALF73则提馏段液相平均粘度为LM（LDMLFM）/202380273/20255PAS45精馏塔的塔体工艺尺寸的计算451塔径的计算（1）精馏段的计算精馏段的气、液相体积流量为SMVMMS/7290136584903LS/3VLCMAX式中C由计算，其中的C20由图51查取。图的横坐标为2020L042691278555VLH板间距与塔径关系表7塔径DT，M03050508081616242440板间距HT，MM200300250350300450350600400600根据上表，取板间距HT045M,板上液层高度,则MHL07MHLT3807450查课本图51得2C0831083220LSMU/91279MAX取安全系数为06，则空塔气速为S/834060MAXMUVDS1137294按标准塔径圆整后为0塔截面积为22234AT实际空塔气速为UVS/AT0729/1330548M/S（1）提馏段的计算精馏段的气、液相体积流量为SMVVMS/7150236984303SMMLMS/0368436051927VLCAX式中C由计算，其中的C20由图51查取。图的横坐标为2020L0782367841555VLH根据上表，取板间距HT045M,板上液层高度,则MHLMLT80740查课本图51得32C082108220LSMU/723674MAX取安全系数为06，则空塔气速为S/60160MAXMUVDS972435按标准塔径圆整后为1塔截面积为22213AT实际空塔气速为UVS/AT0715/1130633M/S452精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为HNZT054101提馏段有效高度为M27457在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为ZM0512870548Z46塔板主要工艺尺寸的计算461溢流装置计算精馏段因塔径D13M,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下1堰长WL取堰长为MD85031602溢流堰的高度WH由OLWH选取平直堰，堰上液层高度，由下式计算OW321084WHOWLEH近似取E1，则MLLHWHOW01850361108421084223取上层清液层高度ML7HW5973弓形降液管宽度和截面积DFA由60318DLW查图课本57，得072TFA1240D故MDWADTF16032410972依5验算液体在降液管中停留时间，即36HTFLHSAHTF53260184930故降液管设计合理。4降液管底隙高度OU360OWHOLL取降液管底隙的流速U0007M/S则MLHOWHO031785361W602059故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度HW60MM提馏段因塔径D12M,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下1堰长WL取堰长为MD79201602溢流堰的高度WH由OLWH选取平直堰，堰上液层高度，由下式计算OW321084WHOWLEH近似取E1，则MLLEHWHOW018729036108421084223取上层清液层高度ML7HW52873弓形降液管宽度和截面积DFA由60DLW查图课本57，得072TFA1240D故MDWDTF914832依5验算液体在降液管中停留时间，即360HTFLHSAHTF5210360482故降液管设计合理。4降液管底隙高度OU360OWHOLL取SM/2则MLLHOWHO023790360W625故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度HW60MM462塔板布置精馏段1塔板的分块因D800MM，故塔板采用整块式。查表53得，塔极分为3块。2边缘区宽度确定开孔区面积计算取，MWS075M045C3开孔区面积计算由式计算开空区面积，其中RXXRAA122SIN80MDC6405312RWXSD412075122780MAA4筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径M3。筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为D560MM5193T筛孔数目为N2369015782AAT开孔率为100195790722TD气体通过阀孔的气速为SMAVUS/2978010提馏段1塔板的分块因D800MM，故塔板采用整块式。查表53得，塔极分为3块。2边缘区宽度确定开孔区面积计算取，MWS075M045C3开孔区面积计算由式计算开空区面积，其中RXXRAA122SIN80MDC54012RWXSD37601922760MAA4筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径M3。筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为D560MM5193T筛孔数目为N2309015762AAT开孔率为100195790722TD气体通过阀孔的气速为SMAVUS/376015047筛板的流体力学验算471精馏段4711塔板压降干板阻力计算CH干板阻力由下式计算LVOCUH051由，查干筛孔的流量系数图，得，故72360D7350C液柱MHC026489151气体通过液层的阻力的计算H气体通过液层的阻力由式计算，1LHLH1SMAVUFTSA/5910631720/95KGF查充气系数关联图，得故62M液柱0431059621OWLHH液体表面张力的阻力H计算液体表面张力的阻力H计算H（4L）/LGD042001103/819279810006500015M液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式HP计算，即HPHHCHL00015002640043400713M液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）KPAGHPL7053819270134712液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。4713液沫夹带液沫夹带由下式计算故2361075FTALVHHUEKG液/KG气01KG液/KG031754091275233636FTAV气故在本设计中液沫夹带在允许范围内。VE4714液漏对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算MIN,0UVLLHCU135640MIN,0M/S146927810577I,实际孔速MIN,00/29US稳定系数为5146MIN,0UK故在本设计中无明显漏夜。4715液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系DHWTDHH苯甲苯物系属一般物系，取，则50MWT29405而DLPDHH板上不设进口堰，可由下式计算，即MUHD075153022液柱1427DLPHH所以，即0142M液柱0255M液柱WTD故在本设计中不会发生液泛现象472提馏段4721塔板压降干板阻力计算CH干板阻力由下式计算LVOCUH051由，查干筛孔的流量系数图，得，故72360D7350C液柱MHC03468519气体通过液层的阻力的计算1H气体通过液层的阻力由式计算，LH1LH1SMAVUFTSA/640821375,550/64KGF查充气系数关联图，得故3M液柱0418052631OWLHH液体表面张力的阻力H计算液体表面张力的阻力H计算H（4L）/LGD041883103/78469810006500015M液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式HP计算，即HPHHCHL0001500340044100798M液柱气体通过每层塔板的压降为（设计允许值）KPAGHPL7061489740134722液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。4723液沫夹带液沫夹带由下式计算故2361075FTALVHHUEKG液/KG气01KG液/KG气04517450683175236236FTAV故在本设计中液沫夹带在允许范围内。VE4724液漏对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算MIN,0UVLLHCU135640MIN,0M/S7652367840157I,实际孔速MIN,00/9US稳定系数为5162753MIN,0UK故在本设计中无明显漏夜。4725液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系DHWTDHH苯甲苯物系属一般物系，取，则50MWT23418405而DLPDHH板上不设进口堰，可由下式计算，即MUHD06215302液柱15798DLPHH所以，即0156M液柱0234M液柱WTD故在本设计中不会发生液泛现象48塔板负荷性能图481精馏段4811漏液线由VLLHCU1305640MIN,00MIN,IN,0AVSOW321084WHOLLEH得VLHOSLC320MIN,13056491278058361042591306781350432MIN,SSV整理得3/2MIN,7254SSLV在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表所示LS,M3/S00006000150003000045VS,M3/S0477048805020514由上表数据即可作出漏液线14812液沫夹带线以气为限，求关系如下KGEV/10液SLV23TAL6HU75FHSSFTSAVAU810963152OWLFHH09W3/23/276408561042SSOWLLH故3/2/91SFTFHH整理得3/2360810275SLV3/2714SSLV在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表所示/3SMLS00006000150003000045V2209212320121918由上表数据即可作出液沫夹带线24813液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下MHOW06式计算LLEHWHOW061084232取E1，则SMLS/0732368584262MIN,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34814液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算S4STFLHA故SMSTFS/018450963MAX,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。4815液泛线令WTDHH由DLPHCP1L1OWH连立得HDCOWWT1忽略，将的关系式代入上式，并整理得HSCDSOVL与，与与,322SSCBAV式中LVA2051WTHHB12053HLCW32360184WLED带入有关数据得241850361084236010842635/5390542781710013/3/22WWWTVLEDHLCHBLAA故VS2293400593LS22296LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表所示依表中数据作出液泛线5，在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。由图7得，故操作弹性为VS,MAX/VS,MIN14684/047863068SMVSMANS/4786013I,482提馏段4821漏液线由VLLHCU1305640MIN,00MIN,IN,0AVSOW321084WHOLEHSMLS/300006000150003000045V1664162115571495得VLWHWOSLLEHACV1084230564320MIN,273684015792361084253067135043MIN,SS整理得3/MIN,845SSLV在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表所示LS,M3/S00006000150003000045VS,M3/S0413042504380449由上表数据即可作出漏液线14822液沫夹带线以气为限，求关系如下KGEV/10SLV23TAL6HU75FHSSFTSAVAU950821352OWLFHH0W3/23/280179601842SSOWLH故3/2/30SFTSFHH整理得23/3695108750SLV3/29016SSLV在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表所示/3SMLS00006000150003000045V1970189517971715由上表数据即可作出液沫夹带线24823液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下MHOW06式计算LLEHWHOW061084232取E1，则SMLS/068379284262MIN,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34824液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算S44STFLHA故SMSTFS/09250823MAX,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。4825液泛线令WTDHH由DLP1HCPL1OWH连立得1HHHDCOWWT忽略，将的关系式代入上式，并整理得HSCD