甲醇-水连续精馏塔的设计讲解

1、目录一、概述1. 精馏操作对塔设备的要求和类型 32. 精馏塔的设计步骤 3二、精馏塔的物料衡算 4三、塔板数的确定 5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 6五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算10六、塔板主要工艺尺寸的计算 12七、筛板的流体力学验算 15八、塔板负荷性能图 18九、筛板塔设计计算结果 23十、参考文献 25-2 -（一）设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计（二）计任务及操作条件1）进料：甲醇含量为 35% （质量百分率，下同）的常温液体；2）产品的甲醇含量不得低于98% ；3）年处理 甲醇-水混合液：17500吨（开工率300天/年）；4）操作条件）塔顶压力： 常压 b）进料

2、热状态：自选c）回流比： R=2Rmin d）加热方式：间接蒸汽e）单板压降： 0.75kPa（三）板类型筛板塔（四）厂址新乡地区（五）设计内容1、设计说明书的内容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；）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精馏塔接管尺寸计算；9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求绘制生产工艺流程图（选作）；完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统带控 制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。附：汽液平衡数据温度

3、FV液相中甲醇的 降尔分数5和中甲醉的學尔份数温度占P滾相中甲醇的 厚尔分數气相中甲醉的 肆尔分数1000.00.075.30 400.72996A0 020 13473.10.500.77993 50 040 23471.20 600.82591,20 060 30469 3).700 870妙30 080.36567.60 800.91587.70 100 41366.00.900.9588440 150 51765 00 950.979BI.70 200 57964 51.01.07S 00300 665、概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求精馏所进行的是气（汽）、液两相之

4、间的传质，而作为气 （汽）、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，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：气（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。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气 （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。 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。

5、结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。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。板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔 为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、 筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是

6、在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出 现了大批新型塔板，如 S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角 钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为 广泛。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 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。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。 塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小（约

7、23）。小孔筛板容易堵塞。2 精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：设计方案确定和说明。根据给定任务，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。蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。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。管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。抄写说明书。绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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

8、至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小， 故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。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：32.04kg/kmol水的摩尔质量为：18.01kg/kmolXf= 0.2320.35/ 32.040.35/32.04 0.65/18.01xd0.98/32.040.98/32.04 0.02/18.010.03060.0317=0.965原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料的处理量：F= 17500 1000=112.16kmol/h30

9、0 24 21.67Mf=32.04 X 0.232+18.01 X (1-0.232)=21.26kg/molMd=32.04 X 0.965+18.01 X (1-0.965)=31.55kg/mol则可知：Xf F =Xd D XwDX dFX f二 99%99% F XfXd0.99 112.16 0.2320.965-26.70(KMol /h)由总物料衡算；F = D WW 二 F -D =112.16-26.70 =85.46Xf F 二 D Xd W XwwXfFXd 汉 D 0.232 汉 112.1626.700.965Xw0.003W85.46二 W =85.46(Kmo

10、l/h)D =26.70(Kmol/h)Xw 二 0.003三、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：y 8 =0.630, x 8 =0.2320.9650.630Rmin=(x D-y & )/(y & -x & )= =0.84170.630 -0.232取操作回流比为：R=2Rmin=2 X 0.8417=1.6834a. 精馏塔的气、液相负荷L=R X D=1.6834 X 26.70=44.95kmol/hV=(R+1) X D=2.6834 X 26.70=71.65kmol/hL =L+F=

11、44.95+112.16=157.11kmol/hV =V#1.65kmol/hL-W = 157.11 - 71.65 = 85.46b 精馏段、提馏段操作线方程44 9526 70精馏段操作线：y=L/V x x+D/V x Xd=x0.965 =0.6275x 0.359671.65 71.65157 1185 46提馏段操作线：y =L /Xx W/V x Xw=x-. 0.003 = 2.1927x-0.003571.65 71.65c.图解法求理论塔板层数根据图一所示，可求得结果为总理论塔板数Nt为12块（包括再沸器） 进料板位置Nf为自塔顶数起第8块 理论板层数Nt的求取表二甲醇

12、-水在不同温度下的粘度（mPa.s）物质甲醇水Td=66.20 C0.3280.448Tf=78.26 C0.2840.356Tw=99.60 C0.2280.261可知，进料处tf=78.26 C时，甲醇二0.284,水=0.356 ,故 = 0.262 汉 0.284 +（1- 0.262） 0.356 = 0.337 则由公式可得 T =0.563-0.276 lg （:）0.0815 lg （:）2丨-0.5197精馏段实际塔板数8N精=15.393层，取16层0.5197提馏段实际塔板数N提7.697层，取8层0.5197四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算操作压力的计算设每

13、层塔压降： P=0.7KPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力：Pf=101.3+16 X 0.7=112.5KPa精馏段平均压力：Pmn!013 HZ =106.9KPa2塔釜板压力：Pw=101.3+32 X 0.7=123.7KPa109 7 +123 7提馏段平均压力：Pm1097 1237=116.7KPa2操作温度的计算塔顶进料塔底进料进料口质里分数%980.335摩尔流量Kmol/h26.7085.46112.16摩尔分数%96.50.323.2查表一，三数据可用内插法,塔顶：液相96.5 87.41 订 66.9tLD = 66.20

14、C100 -87.4164.7 -66.9气相100 -96.564.7 -tVD“一 tvD - 67.05 C100 91.9464.7 66.912进料:59.352.9713-72.78.26 C23.2 -52.92 tF -72.7100 - tw05.31 二 10092.9= “ 二60 C 精馏段平均温度tm= 67.05 +78.26 = 72.66 (C)塔釜:2提馏段平均温度t= 99.60+ 78.26 =88.93 (C)平均摩尔质量的计算a.塔顶平均摩尔质量计算由XD=y 1=0.965查平衡曲线(图一)得xi=0.914MvDm=0.965 X 32.04+(1

15、-0.965) X 18.02=31.55kg/molMLDm=0.914 X 32.04+(1-0.914) X 18.02=30.83kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.630查平衡曲线(图一)得X1=0.232MvFm=0.630 X 32.04+(1-0.630) X 18.01=26.84kg/molMLFm=0.232 X 32.04+(1-0.232) X 18.01=21.26kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y10.016查平衡曲线(图一)得X1=0.003M W=0.016 X 32.04+(1-0.016) X 18.01=18.23kg/molM

16、wm=0.003 X 32.04+(1-0.003) X 18.01=18.05kg/mold. 精馏段平均摩尔质量M Vm =31.55 26.842=29.20 kg/molM Lm =30.83 21.262=26.05 kg/mole. 提馏段平均摩尔质量M Vm =26.84 18.232=22.54 kg/molM Lm =21.26 18.052= 19.66 kg/mol 平均密度的计算表四甲醇-水在不同温度下的密度（Kg/m 3）温度甲醇水50760988.160751983.7570743977.880734971.890725965.3100716958.4ILWma.精

17、馏段平均密度的计算I 气相由理想气体状态方程得Pm M vmP Vm=RTm105.5 29.208.314 (72.66 273.15)1.071kg/m3b.n 液相根据表四数据用内插法可得塔顶tD=66.20C时66.20-60.0:;a - 751弘-983.270-60 K743-751 一 977.8-983.2 a 二 746.0kg/m3,：订二 979.9kg/m3LDm进料1二 0.980.02746.0 979.9tF 二 78.2678.26-70 - 743=749.6kg/m3-977.8 =80- 70734-743971.8-977.8 A进料板液相的质量分率0

18、.262 32.04口A _ 0.262汉32.04十0.738X8.02 一0.387精馏段液相平均密度为m =749&85.j00.2kg/m3提馏段平均密度的计算I气相由理想气体状态方程得/_ Pm M vmVM 一 RTmn液相塔釜115.3 22.878.314 (88.93 273.15)二 735.6kg/m3, tb 二 972.8kg/m3Lm=0.876kg/m3tw =99.60c ,由内插法可得侶進50恥肝3735.6 972.899.60- 90 A ,bAba 二 716.36kg/m3 , b = 958.7kg/m3100-90716-725958.4- 965

19、.30.004 32.04 - 725-965.3a0.007090.004 32.04 0.996 18.0210. 0070 0. 992弄56. 41k/m7 1 6. 36 9 5 8. 7提馏段平均密度:LM =850.7 + 956.41 =903.56kg/m3平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算Ig 卩 Lm=E xilg 卩 ia. 塔顶液相平均粘度的计算由tD=66.20C查得A=0.448mPa.s卩 B=0.328mPa.slg 卩 LDm=0.965lg(0.328)+0.035lg(0.448)=-0.497卩 LDm=0.332mPa.sb. 进料板平均粘度的计算

20、由tF=78.26 C查得A=0.356mPa.s卩 B=0.284mPa.slg i LFm=0.311g(0.284)+ (1-0.311) lg(0.356)=-0.4791 LFm=0.332mPa.sc. 塔底液相平均粘度的计算由tW=99.60 C查得1 A=0.261mPa.s1 B=0.228mPa.slg i LWm=0.004lg(0.228)+0.996lg(0.261)=-0.5831 LWm=0.261mPa.s精馏段平均粘度JLM0.332 0.3322= 0.332mPa.s214提馏段平均粘度JLM0.332 0.2612= 0.297mPa.s 平均表面张力的

21、计算表五甲醇-水在不同温度下的表面张力（ mN/m ）物质甲醇水Td=66.20 C65.0318.38Tf=78.26 C63.2017.12Tw=99.60 C59.0014.80液相平均表面张力依下式计算即d Lm = Xi cr ia. 塔顶液相平均表面张力的计算由tD=66.20 C查得r A=65.03mN/mr B=18.38mN/mr LDm=0.965 X 18.38+0.035 X 65.03=20.01 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算由tF=78.26 C查得r A=63.20mN/mr B=17.12N/mr lfm=0.311 X 17.12+ (1-0.

22、311)X 63.20=48.87 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算由tw=99.60 C查得r A=59.00mN/mr B=14.80N/m d LWm=0.004 X 14.80+0.996 X 59.00=58.872mN/m精馏段液相平均表面张力LM20.0148.87=34.44mN/m提馏段液相平均表面张力48.87 58.822=53.85mN/m46五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算由上面可知精馏段L=59.92kmol/hV=90.59kmol/ha.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VM vm3600 d m90.59 29.513600 1.083二 0.686m3

23、/sLM Lm3600 ?Lm59.92 26.053600 800.2二 0.0005m3/sUmax负荷因子tT 0 2CG0（五）.由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为Flv占 05VH厂x.0.50.0005X3600800.2 )x I0.686 汉 800.21.083 丿二 0.0891取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取 hL=0.04m，贝U HT-hL=0.36m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.061气体负荷因子/、0.2/、0.2佃34.44、C =C20|=0.061 江 I =0.0680120丿0.40=4.4 m提馏段有效高度为Z提

24、=（N提-1） Ht= （6-1） X）.40=2m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+4.4+0.8=7.2m六、塔板主要工艺尺寸的计算精馏段a.溢流装置计算因塔径 D=0.8m ,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可取 lw=0.60D=0.48m2)溢流堰咼度hw由 hw=hL how）堰上层选用平直堰，（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。 液高度how由下列公式计算

25、，即有Lh 二 3600 Ls232.84 l/2.162/3 c ccrcE( )= 0.0078m(E= 1.0 )10000.48取板上清液层高度%=0.04 m故 hw=0.0322m3）弓形降液管的宽度由 Lw 二 0.48 mWd和截面积Af查可求得Af/A t=0.057Wd/D=0.1252Af=0.057 .503=0.0287mWd=0.125 X0.8=0.1 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即.jgggAh 3600 o.。287 o.jgus 5SLh3600 0.0006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

26、求。4）降液管底隙高度 hoho二 3600 .0006二 0.0208m 0.02m (取 u=0.07m/s)3600lWu03600 0.07 0.48Hw-h=0.0322-0.0208=0.0114 0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw55mm。b .塔板布置1）塔板的分块因为D w 8000mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为4块。2）边缘区宽度确定取 Ws=VVs= 65mm , Wc=35mmc.开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x （r2 x2） 0.5+口 r2/180 &n-1 （x/r ）】其中 x=D/2 （W

27、d + Ws）=0.3r= D/2 Wc=0.4-0.035=0.365 并由 Wd/D=0.125 , 推出 Wd=0.1 由上面推出Aa=0.673m2d筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用S = 3mm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=15mm筛孔的数目n为“咅=3455个开孔率为=0.907= 0.907005=10.1%,0.015 丿气体通过阀孔的气速为U0Vs0.686A)0.101 0.673=10.09m/s提馏段（计算公式和原理同精馏段）a.溢流装置计算因塔径D=1.5m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受

28、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可取 lw=0.60D=0.42m2）溢流堰咼度hw由 hw=hL how）堰上层选用平直堰，（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。液高度how由下列公式计算，即有hOW2.84 e I1000 JLW2.8410002/2.16、3()30.42=0.0085m(E= 1.0 )取板上清液层咼度 hL=0.055 m故 hw= h L hW =0.0465m3)弓形降液管的宽度 Wd和截面积Af 由|w = 0.42 m查可求得A

29、f/A t=0.057Wd/D=0.1252Af=0.057 %.385=0.0219mWd=0.125 X0.7=0.0875 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即3600AHtO =-8.588S 5S3600 0.0219 0.43600 0.00102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,Lh3600 汉 0.00102门“，“ c “ 亓h0h0.02429m 0.02m （取 u=0.17m3600lWu03600 0.42 0.1Hw-ho=0.0465-0.00.02429=0.0112 0.

30、006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 hw55mm。b .塔板布置1）塔板的分块因为D W00mm，所以选择采用整体式，查可得，塔板可分为4块。2）边缘区宽度确定取 Ws=VVs= 65mm , Wc=35mmc.开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x （r x ）+n r /180 &n （x/r ）】其中 x=D/2 （Wd + Ws）=350-100=250mmr= D/2 Wc=350-35=315mm并由 Wd/D=0.125 , 推出 Wd=0.0875由上面推出Aa=0.453m2S = 3mm碳钢板，取筛孔直径 do=5mmd筛孔计算与排

31、列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3 do=15mm筛孔的数目n为= 2325个1.155 0.45320.0152开孔率为叩=0.907= 0.90720.005、.0.015 J= 10.1%气体通过阀孔的气速为UoVsA0.6570.101 0.453=14.36m/s七、筛板的流体力学验算精馏段1）塔板的压降a干板的阻力he计算干板的阻力he计算由公式he-0.051U0并取do/ S = 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，eo=0.772所以人厂0.051血進=0.01伽液柱2.772 丿 Uo,min稳定系数为K =Uo/Uo,

32、min=10.09/6.571=1.536 1.5故在本设计中无明显漏液。5)液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd 2 (Ht + hw)甲醇与水属于一般物系，取 2 = 0.5，则2 (Ht+ hw)=0.5(0.40+0.0322) =0.2161m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有Is 20.00062_7hd =0.153( )2=0.153 ()2=2.612 10 m液柱|w-0.48-0.0208Hd=hp+h L+hd=0.03811+0.0228+0.00153=0.0609m 液柱则有： Hd 2 (Ht+ hw)于是可知本设计不会发生液泛提

33、馏段1)塔板的压降a干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc =0.051vg丿Jl丿并取do/ S = 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，Co=0.772站M c14.3620.876 、亠丄、所以 hc =0.051 I | = 0.0171m 液柱10.772 丿 1903.56 丿b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= 3 hLVsAT - AF0.6570.385-0.0219=1.806m/s1/2 1/2 1/2Fo=1.806(0.876)=1.690kg /(s m )可查得，得3 =0.58所以 hl= 3 hL=0.58 2.0465

34、+0.0085)=0.0319 m 液柱c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 主4 砲85 100.00486m液柱aPLgd0903.56x9.81x0.005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。=0.0171+0.0319+0.00486=0.05386m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hyX pl勺=0.05386 903.56 %81=477.41Pav0.7KPa (设计允许值)2)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于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，采用公式_65.7 106

35、32T-hf由 hf=2.5hL=2.5 0.04=0.1m 所以:6/3.25.7X06 j 1.806353.85I0-3 i0.40-0.08 丿=0.0269 ： 0.1 kg 液/kg 气可知液沫夹带量在设计范围之内。4)漏液对于筛板塔，漏液点气速U,min可由公式j1P-|903 56u0,MIN =4.4C0 1(0.0056 + 0.131 -咯)才=4.4x0.772!(0.0056 + 0.13x0.0319-0.00486) Uo,min稳定系数为 K =Uo/Uo,min=14.36/7.626=1.883 1.5故在本设计中无明显漏液。5)液泛为防止塔内发生液泛，降液

36、管内液高度Hd应服从式子Hd 2 (Ht + hw)甲醇与水属于一般物系，取2 = 0.5，则2 (Ht+ hw)=0.5(0.40+0.0465) =0.223m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有Is 20.001022上hd =0.153(- )2 =0.153()2 =5.075 10(m 液柱1一1。0.42-0.2429Hd=hp+hL+hd=0.05386+0.0319+5.075 X1Q $=0.0858m 液柱则有：Hd w 2 (Ht+ hw)于是可知本设计不会发生液泛八、塔板负荷性能图精馏段a 漏液线U0,MIN= 4.4C0 0.0056 0.13h- LVo

37、, MINVS,MIN，hL =仏 + hOWA02.84 h owE1000Vs,MIN= 1352.84 e10003600Ls= 4.4 汉 0.772 汉 0.067973汉 J0.0050.1 0.032x(3600Ls) 0.00351-800.2V1000Lw1.083: 2_65.7 106Ua小-hf=6.2760.0062 0.057LS在操作范围内，任取几个 L-值，依上式计算出 V-值计算结果列于下表Lsm3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.67400.67410.67430.6744液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求V-

38、 L-关系如下:hl= 3 hLVsVsUass2.108VsAt-Af0.503-0.0287hf=2.5hL=2.5(h w+ h ow)hw=0.0322how2.84 E1000Lw22.843600Ls、33E( -)3 =1.123LS 10000.482.5 0.0322 0.7156LS2 2=0.0805+ 2.808LS2/32/3Ht hf=0.40-0.0805-2.808Ls=0.3195-2.808Ls3.25.7 10-6e - 34.44 10-32.108Vs= 0.1整理得Vs =1. 1 2-9. 8 5L50.3195-2.808LS /在操作范围内，任

39、取几个 Ls值，依上式计算出 Vs值计算结果列于下表Lsm3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.0610.9950.9200.857液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式22.84 L 辛how =E | = 0.005m （取 E=1）1000（Lw 丿Ls,mim30.48(0.005X1000 号3600 i 2.84 .丿3=0.00031m /s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线以0 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式AfHTLS=4s故LS,MAX= 0.0287

40、 0.40 =0.00287m3/S 日4据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令 Hd= 0 (Ht + hw)Hd=hp+h L+hdhp=hc+hl+h “hl= 3 hLhL= h w +how联立得 0 Ht + (0 - 3 -1)hw=( 3 +1) how+ hc + hd + h。忽略h。，将how与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a，V2s=b Ls2-d，Ls 式中b = 0 Ht + ( 0 - 3 -1)hw2c=0.153/(lwh o)d 2.84 X0-3XE* 1+ 3 )(3600/lw)将有关数据代入，得0.051乏 X108

41、3 =0.025040.101 0.673 0.772800.2b 0.5 )0.4+ (0.5-0.57-1) 0.0322=0.16550.153c -0.48 0.02082d =2.84 10-3 11 0.57 ： i3600 =1.759气0.48丿2故 VS = 6.609-61298LS-70 L|在负荷性能图上，作出操作点在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出 Vs的值，计算结果如下表3Ls m /s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s6.1655.5744.633.495A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限

42、为漏控制。由图查得Ls XO. OOlaVsV s,max=3.756m3/sV s,min=0.999m3/s故操作弹性为VS,MAXVs,MIN=3.760提馏段a 漏液线U0,MIN =44C0 , O.00560.13h - h,Vs,MINV0, MIN 二”，hL =仏 + hOWA0h ow2.84 E1000VS,MIN= 4.4CoAo0.0056 + 0.lJ0.04615 2.84 E10003600Lslw= 4.4CA0 0.0056 0.13 0.04615 2.84 E (3600Lsf - 0.0048$ 903.561000lw0.8765.7 10-6Ua=

43、 4.990.00674 0.159LS3Ls m /s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.4380.4680.4990.523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液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs Ls关系如下:、3.2hl= 3 hLUaVsAt - Af2.754VS0.385-0.0219hf=2.5hL=2.5(hw+ how)hOW22.84 匚I f 1000.Lw 丿hw=0.04652二 1.226L|- 21hf =2.5 |0.0465+1.226Ls2-0.11625 3.065Ls2/32/

44、3Ht hf=0.40-0.011625+3.065Ls=0.28375-3.065Ls、3.25.7 10-653.85 10-32.754Vs20.28375-3.065Ls=O.1整理得2Vs = 0. 8 765. 4L|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Lsm3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s0.8180.7550.6830.623c液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度hw=0.005m作为最小液体负荷标准，由式2-2.84 L Lh 耳 cccu 订how =E I = 0.005m（取 E=1）1000Lw 丿3s,mim=0.000273m3/s0.420.005x1000 运3600 i 2.84 丿据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线以0 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=4s 故 Ls,MAX匕丿0219 0.40 700219m3/S据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令 Hd= 2 (Ht + hw)Hd=hp+hL+hdhp=hc+hl+h。hl= 3 hLhL= h w +how联立得