乙醇水溶液常压筛板精馏塔化工原理课程设计

1、精选优质文档-倾情为你奉上化工单元过程及设备课程设计设计题目： 乙醇-水溶液分离过程常压筛板精馏塔设计专业班级： 化工 1303 班 姓 名： xxx 学 号： xxx 指导教师： 张亚刚完成时间： 2016 年 1 月 15 日 化学与化工学院化工原理课程组 制专心-专注-专业设计题目乙醇-水溶液分离过程常压筛板精馏塔设计设 计 任 务 及 要 求设计任务：设计用于乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔;原料含乙醇20%（摩尔分数，下同）的泡点液体，处理量为4000kg/h，要求馏出液含乙醇86%，釜液中乙醇不大于2%，塔效率为0.6。设计要求： 综合运用化工原理和相关选修课程知识，联系化工生产实

2、际，完成精馏操作过程及设备设计。要求有详细的工艺设计过程（包括计算机辅助计算程序）、工艺尺寸设计、辅助设备选型、设计结果概要及工艺设备条件图（CAD图），编写设计说明书。指 导 老 师 评 语 成绩: 指导教师签名： 日期：2016年 月 日 摘要本设计采用筛板精馏塔分离分离乙醇-水溶液。通过对原料产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主体设备设计。乙醇-水溶液为非理想物系，利用作图法求出最小回流比为 2.48；由精馏费用模型编程得到最优回流比为 3.97，理论板数为 13 块，则实际板数为 23 块，其中精馏段 9 块，提馏

3、段 14 块，进料位置为第 9 块。得到精馏塔的塔径为 1.6 米，总高 12.9 米；板开孔率为 10.1%，精馏段操作弹性为 2.16，提馏段操作弹性为 1.87。通过塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。塔体和群座材料为 20R，壁厚均为 6mm ；强度校核表明，该精馏塔满足强度、刚度及稳定性等要求。目 录摘 .I1.绪论.1 1.1课程目的及要求.1 1.2课程设计的背景意义.1 1.2.1课程设计题目.1 1.2.2分离产物概述.2 1.2.3分离产物的基本用途.22.设计方案.3 2.1精馏塔设计任务.3 2.2精馏塔设计方案选定.33.工艺设计.3 3.1精馏塔的物料衡算.

4、3 3.2精馏塔物料物性参数的计算.4 3.2.1温度的计算.4 3.2.2精馏段、提馏段气液组成及摩尔质量的计算.5 3.2.3密度的计算.5 原料液中乙醇的质量分数.5 原料液的平均摩尔分数.5 精馏段和提馏段液相平均密度.6 3.2.4混合液体表面张力的计算.7 乙醇、水的摩尔体积计算.8 乙醇、水的表面张力计算.8 塔顶、塔釜及进料液的表面张力计算.8 3.2.5相对挥发度的计算.9 3.2.6混合物的粘度的计算.103.3塔板的计算.10 3.3.1确定操作的回流比.10 3.3.2塔板数的计算.12

5、 3.4精馏塔主题尺寸的计算.13 3.4.1气液相体积流量计算.13 精馏段流量计算.13 提馏段流量计算.13 3.4.2塔径的计算.14 精馏段.14 提馏段.15 精馏塔的有效高度计算.16 3.5塔板主要工艺尺寸的计算.16 3.5.1溢流装置的计算.16 3.5.2塔板布置.18 3.6筛板的流体力学验算.19 3.6.1塔板压降的计算.19 干板阻力hc计算.19 气体通过液层的阻力计算.19 液体表面张力的阻力计算.20 3.6.2液面落差.20 3.6.3液沫夹带.

6、20 3.6.4漏液.20 3.6.5液泛.21 3.6.6塔板负荷性能图.21 漏液线.21 液沫夹带线.22 液相负荷下限线.23 液相负荷上限线.23 液泛线.24 操作性能负荷图.253.7筛板塔的工艺设计计算结果汇总.274 附属设备的选型与设计.28 4.1热量衡算 .28 4.2冷凝器的选择.30 4.3再沸器的选择.305 塔附件的设计.315.1接管的计算与选择.31 5.2筒体与封头.32 5.3液体分布器.32 5.4除沫器.32 5.5裙座.33 5.6吊柱.335.7塔结构设计.336

7、 设计结果一览表.347 主要符号说明.358 参考文献.389 连续精馏流程图.3910课程设计心得体会.401. 绪论1.1课程目的及要求化工生产过程中我们所用的原料、中间产物、粗产品几乎都是由若干组份组成的混合物，为了分离其混合物得到较纯净产品，我们通常用精馏来完成。这也是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作。在此次设计中我们主要针对筛板精馏塔做一个较为全面合理的设计，以此加深对课本所学的专业知识做一个系统的回顾，同时通过课程设计能对类似精馏的单元操作的实践有一个较为明确的认识和收获。筛板精馏塔的优点主要体现在以下几个个方面：(1) 结构简单，易于加工；造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的

8、80左右；(2) 气流压降小、板上液面落差小；(3) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015；(4) 气体分散均匀；(5) 传质效率高。筛板塔的缺点主要是： 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23)； 小孔筛板容易堵塞。本设计通过对乙醇-水二元体系的分离，培养我们综合运用化工原理及相关选修课的基本知识进行化工工艺设计的能力，使我们掌握化工设计的基本程序或方法，进行化工设计的基本训练。并着重培养我们查阅资料、搜集数据、准确进行工程计算、用简洁文字清晰图表表达设计结果、既考虑技术的先进性、可靠性，又思考经济合理性、资源节约、环境生产安全、效益最优化等的设计思路的训练

9、。在该思路的指导下分析和解决工程实际问题。1.2课程设计的背景意义1.2.1课程设计题目乙醇-水溶液分离过程常压筛板精馏塔设计1.2.2分离产物概述乙醇，俗称酒精。结构简式CH3CH2OH是一种一元饱和醇。常温常压下易燃、易挥发。其沸点78.3，熔点-114.1，能与水以任意比互溶，能与多数有机溶剂混溶。乙醇可用于制造醋酸、饮料、香精、染料、燃料等。医疗上常用70%-75%的乙醇作消毒剂，早在19世纪就出现了第一代生物能源-乙醇。将乙醇调入石油作为车用燃料，即“E型汽油”。我国用90%普通汽油与10%乙醇混合制成此“E型汽油”，它极大地改善了油品的性能与质量，降低了CO及碳氢化合物等主要污染物

10、的排放。面临我国“富煤、贫油、少气”的现状乙醇在国防工业、医疗卫生、有机合成、食品工业、工农业生产中都有广泛用途，能够有效地解决我国能源危机，改善我国能源结构。1.2.3分离产物的基本用途99.5%的酒精称为无水酒精。叶绿体中的色素能用无水乙醇提取。95%的酒精用于擦拭紫外线灯。70%75%的酒精用于消毒。40%50%的酒精可预防。25%50%的酒精用于物理退热。乙醇是酒主要成分（含量和酒的种类有关系）如白酒为56度的酒。啤酒中乙醇浓度一般低于10%。乙醇可用来制取、乙醚、等化工原料，也是制取、等产品的原料。乙醇可以调入汽油，作为车用燃料，我国雅津甜高粱乙醇在汽油中占10%。美国销售已有20年

11、历史。乙醇汽油也被称为（E型汽油），它可以改善油品的性能和质量，降低、碳氢化合物等主要污染物排放。早在20世纪20年代，就开始了乙醇汽油的使用。是世界上另一个燃料乙醇的消费大国。1978年含10%乙醇汽油（E10汽油）在内布拉斯加州大规模使用，燃料乙醇产量从1979年的3万吨迅速增加到1990年的269万吨。2000年美国燃料乙醇产量达到500万吨。随着MTBE在美国使用量的减少和最终的禁用，将成为MTBE最佳含氧化合物的替代产品。到2004年全美国燃料乙醇需求将达到1000万吨。国内乙醇汽油产量占世界第三位，今年国家发展与改革委员会上呈全国两会的报告统计，乙醇汽油的消费量已占全国汽油消费量的

12、20%，在全世界上继巴西、美国之后成为生产乙醇汽油的第三大国。如全国都使用含10%的乙醇汽油，则每年可节省450万吨汽油。乙醇汽油是十五计划的重点工作之一。 国内从2003年起陆续宣称、等27个城市全面停用普通无铅汽油，改用添加10%酒精的乙醇汽油。 乙醇汽油的环保性令人称道，在9个城市调查报告中，使用乙醇汽油期间，城市空气中的二氧化氮、一氧化碳季均值与使用普通汽油比较，二氧化氮下降了8%与一氧化碳下降5%。此外乙醇还做：稀释剂、有机溶剂、涂料溶剂等几大方面。因此，可见其涉及衣、食、住、行、用的各个方面，在国民支柱中占有举足轻重的地位，分离回收其混合物中乙醇意义重大。不仅是节约资源，更是对人类

13、有限资源的经济合理利用，实现可持续发展的经济战略。2. 设计方案2.1精馏塔设计任务设计用于乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔;原料含乙醇20%（摩尔分数，下同）的泡点液体，处理量为4000kg/h，要求馏出液含乙醇86%，釜液中乙醇不大于2%，塔效率为0.6。表 2-1 设计条件表进料热状态塔处理量原料液乙醇量馏出液乙醇量釜液中乙醇量塔效率q=14000kg/h20%86%2%0.62.2精馏塔设计方案选定本设计用于分离乙醇-水二者混合溶液，采用连精馏流程。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，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，其余产品经冷凝器冷

14、凝后送至储罐。该物系属于易分离物系，回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热。3. 工艺设计3.1精馏塔的物料衡算表3-1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数一览表MA=46.06904kg/kmol MB=18.01528kg/kmolXF=0.20 XD=0.86XW=0.02 =0.6 由混合法则M=XiMi(Xi为组分i的摩尔分数，Mi为组分i的性质，M为混合物的性质)，得原料液的摩尔质量为：MF=0.2×46.06904+（1-0.2）×18.01528=23.kg/kmol;所以处理量F=4000/(23.6×3600)=0.

15、kmol/s;全塔物料衡算式为：F=D+W; FF=DD+WW;代入已知量解二元方程组：0.= D+W; 0.×0.2=0.86D+0.02W;解之得：W=(D-F)F/( D-W)=0. kmol/s; D=F-W=0.01009kmol/s3.2精馏塔物料物性参数的计算3.2.1温度的计算表3-2 常压下乙醇-水体系气液平衡组成与温度温度/乙醇摩尔分数温度/乙醇摩尔分数液相x气相y液相x气相y1000.000.0081.50.32730.582695.50.01900.170080.70.39650.612289.00.07210.389179.80.50790.656486.7

16、0.09660.437579.70.51980.659985.30.12380.470479.30.57320.684184.10.16610.508978.740.67630.738582.70.23370.544578.410.74720.781582.30.26080.558078.150.89430.8943 已知D、F、W，利用表中数据由插值法可求得tF、tD、tW。即已知t1、t2、M1、M2、M,求t(MM1, M2且M1< M < M2),其中M1、M2、M均为不同温度下同物质的某种性质，在这里，分别表示的是同种物质在t1、t2、t的性质，其表达式为（t- t1）/

17、（t2- t1）=（M- M1）/（M2- M1）tF： tF=83.40tD： tD=78.21tW： tW=95.38精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.2.2精馏段、提馏段气液组成及摩尔质量的计算 在此题中，由液相组成通过内插法求得物料的tF、tD、tW，再由tF、tD、tW再次使用内插法求得气相组成yD、yF、yW,具体如下：(1) yF:( tF-82.7)/(84.1-82.7)=(yF-0.5445)/(0.5089-0.5445),将tF=83.40代入， 求得yF=0.5267； 同理求得 ：yD=0.8683; yW=0.1740(2) 因此，对于精馏段有: 液相组成x1=

18、(xD+xF)/2=0.5300; 气相组成y1=(yD+yF)/2=0.6975;液相平均摩尔质量ML,1=x1Mc+(1-x1)Mw=32.8840kg/kmol;气相平均摩尔质量MV,1=y1Mc+(1-y1)Mw=37.5830kg/kmol;对于提馏段有: 液相组成x2=(xW+xF)/2=0.1100; 气相组成y2=(yW+yF)/2=0.35035; 液相平均摩尔质量ML,2=x2Mc+(1-x2)Mw=21.1010kg/kmol; 气相平均摩尔质量MV,2=y2Mc+(1-y2)Mw=27.8440kg/kmol;3.2.3密度的计算已知：混合液密度：（） 混合气密度：（注

19、：a为质量分数，M为平均摩尔质量）原料液中乙醇（c）的质量分数acF=xFMc/( xFMc+(1-xF)Mw)=0.3840;acD=xDMc/( xDMc+(1-xD)Mw)=0.9402;acW=xWMc/( xWMc+(1-xW)Mw)=0.0496;原料液的平均摩尔分数MV，D=yDMc+(1-yD)Mw=42.37kg/kmol;MV，W=yWMc+(1-yW)Mw=22.897kg/kmol;MV，F=yFMc+(1-yF)Mw=32.79kg/kmol; 精馏段和提馏段液相平均密度表3-3 不同温度下乙醇和水的密度温度（）c(kg/m3

20、)w（kg/m3）80735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4用内插法求得在tF、tD、tW下乙醇和水的密度如下：tF=83.40：(tF-80)/(85-80)=( cF-735)/(730-735); cF=731.600kg/m3; (tF-80)/(85-80)= (wF-971.8)/(968.6-971.8); wF=969.624kg/m3; 1/F=acF/cF+(1-acF)/ wF, 所以有F=861.939kg/m3;tD=78.21：(tD-80)/(85-80)=( cD-735)/(730-735); cD

21、=736.790kg/m3; (tD-80)/(85-80)= (wD-971.8)/(968.6-971.8); wD=972.946kg/m3; 1/D=acD/cD+(1-acD)/ wD, 所以有D=747.642kg/m3;tW=95.38：(tW-95)/(100-95)=( cW-720)/(716-720); cW=7719.70kg/m3; (tW-95)/(100-95)=( wW-961.85)/(958.4-961.85) wW=961.588kg/m3; 1/W=acW/cW+(1-acW)/ wW, 所以有W=945.821kg/m3;所以，精馏段和提馏段液相平均密

22、度分别为：L,1=(F+D)/2=804.791kg/m3;L,2=(F+W)/2=903.88kg/m3;精馏段和提馏段气相平均密度由公式V=T0PM/(22.4Tp0)可得：VF=273.15MVF/(22.4(273.15+tF)=1.121kg/m3;VD=273.15MVD/(22.4(273.15+tD)=1.470kg/m3;VW=273.15MVW/(22.4(273.15+tW)=0.758kg/m3;所以，精馏段和提馏段气相平均密度分别为：V,1=(VF+VD)/2=1.296kg/m3;V,2=(VF+VW)/2=0.940kg/m3;3.2.4混合液体表面张力的计算二元

23、有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 注： ， ， ， 式中，下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分，、指主体部分的分子数，、主体部分的分子体积，、为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2。乙醇、水的摩尔体积计算 VcD=Mc/cD=46.06904/736.79=62.53mL/mol;其他摩尔体积计算方法同理，结果如下：表3-4 乙醇、水的摩尔体积乙醇摩尔体积Vc(mL/mol)水摩尔体积Vw(mL/mol)VcDVcWVcFVwDVwWVwF62.5364.0162.9718.5218.7318.5乙醇、水的表面张力计算表3-5 不同温度下乙醇和水的

24、表面张力温度()乙醇的表面张力c（10-3N/m）水的表面张力w（10-3N/m）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8 由于前面已有多次使用内插法，这里不再举例，将求得的乙醇和水的表面张力列表如下：表3-6 塔顶、塔釜、料液的乙醇和水的表面张力乙醇的表面张力c（10-3N/m）水的表面张力w（10-3N/m）cDcWcFwDwWwF17.3015.6616.8362.90459.67861.95塔顶、塔釜及进料液的表面张力计算tD=78.21: wD2/cD=(xwDVwD)2/(xcDVcD( xwDVwD+ xcDVcD)=0.0

25、1996;B=lg(wD2/cD)=lg0.01996=-2.6998;Q=0.441(q/TD)( cDVcD2/3/q-wDVwD2/3)=-0.7627;A=B+Q=-3.4625;联立方程组：A= lg(swD2/scD) swD+scD=1，解一元二次方程得：swD=0.01839； scD=0.9816；再由D1/4=swDwD1/4+scDcD1/4=0.01839×62.9041/4+0.9816×17.301/4 ，进而求得塔顶表面张力D=17.7891；同理；求得塔釜及进料液的表面张力，计算结果汇总如下：表3-7 塔底、塔釜、进料的总表面张力计算项塔顶塔

26、釜料液t78.2183.4095.38w2/c0.0.638913.403B=lg(w2/c)-2.6998-0.19461.1272Q-0.7627-0.7466-0.7075A-3.4625-0.94120.4197sw0.018390.28590.7728sc0.98160.71410.227217.789125.550445.6905因此，精馏段的表面张力为: 1=(F+D)/2=21.670（10-3N/m）; 提馏段的表面张力为: 2=(F+W)/2=35.620（10-3N/m）3.2.5相对挥发度的计算=（yc/yw）/（xc/xw）,即=（yc/(1-yc)）/（xc/(1-

27、xc)）; 由， 得 由， 得由， 得将计算结果列如下表：表3-8 塔顶、塔釜、料液的相对挥发度塔的部位液相组成x气相组成y相对挥发度塔顶0.860.86831.0733塔底0.020.174010.3220料液0.20.52674.4513因此，精馏段的平均相对挥发度：1=（F+D）/2=2.762; 提馏段的平均相对挥发度：2=（F+W）/2=7.3873.2.6混合物的粘度的计算 ,查表得: 水=0.355, 乙醇=0.441 ,查表得： 水=0.305, 乙醇=0.401精馏段粘度：1=乙醇+水 提馏段粘度：2=乙醇+水 3.3塔板的计算3.3.1确定操作的回流比图3-1 常压下乙醇水

28、的气液平衡曲线由于泡点进料，故q=1。本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。如上图知，截距 xD /(Rmin+1) = 0.24 ,解得最小回流比 Rmin = 2.48 选择R=(1.41.8)Rmin 再由Antonine方程，, 则温度为：T=273.15+83.40=356.55K表3-9 Antonine常数一览表名称ABC乙醇9.64173615.06-48.60水9.38763826.36-45.47 ， 相对挥发度 图3-2 理论板数与回流比的关系经计算得：理论板数越多，设备费用越大；回流比越大，操作费用越大；回流比与费用的关系图如下，显然存在着一个总费用

29、的最低点，与此对应的即为最适宜回流比Ropt。一般有Ropt=(1.22)Rmin图3-3 最适宜回流比的选择 当选择不同的回流比与最小回流比倍数时，计算结果列在下表，经综合比较，得到回流比R=1.6Rmin=3.97时，操作费用和设备费用最少。3.3.2塔板数的计算已知：精馏段操作线方程： 提馏段操作方程：=表3-10 逐板计算法板数精馏段板数提馏段y(n+1)=0.7988xn+0.1730xn=yn/(2.46-1.46*yn)y(n+1)=1.7378xn-0.0107xn=yn/(2.46-1.46*yn)10.8..

30、.....故得到理论塔板数为NT=13块，理论加料板第5块。实际塔板数的计算:总板效率，则 精馏段实际板数：块提馏段实际板数：块全塔所需实际塔板数： 块加料板位置在第9块塔板。3.4精馏塔主题尺寸的计算3.4.1气液相体积流量计算精馏段流量计算： 已知： 质量流量： 体积流量： 提馏段流量计算本设计为饱和液体进料：q=1又已知： ， ， 质量流量： 体积流量： 3.4.2塔径的计算精馏段 ,式中C可由史密斯关联图查出

31、。 图 3-4 史密斯关联图横坐标数值： 取板间距：查图可知： 取安全系数为0.7，则 提馏段横坐标数值： 取板间距：查图可知：， 取安全系数为0.7，表3-11 塔径的初步设计结果计算项精馏段提馏段横坐标0.02800.0425HT-hL0.40000.4000C200.0760.078C0.07720.0875umax1.91922.9185安全系数0.70000.7000u（m/s)1.51082.0430塔径D（m)1.36161.404圆整后，D(m)1.6001.600横截面积AT(m2)2.0102.010空塔气速u'(m/s)0.71960.7377开孔率

32、0.1010.10精馏塔的有效高度计算： 实际精馏段有效高度： 实际提馏段有效高度：在进料上方开一人孔，其高度约为，故精馏塔的有效高度为：3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置的计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长取， 则出口堰高： 堰上液高度可按（近似取计算），出口堰高为。精馏段： 取板上清液层高度，故 提馏段： 弓形降液管的宽度和横截面：图3-5 弓形降液管宽度和面积关联图查图得：由于，故，验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可使用。降液管底隙高度： 精馏段 取降液管底隙的流速，取 提馏段取，取3.5.2塔板布

33、置塔板的分块:因本设计塔径D=1.6m800mm，故塔板采用分块式。塔板分为四块。边缘区宽度确定 进口堰前的安定区，进口堰后的安定区 取，开孔区面积计算开孔区面积用式计算筛孔计算及其排列本系统无腐蚀，可选用碳钢管，取筛孔直径。筛孔按正三角排列，取孔中心距筛孔数目为开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速为：提馏段气体通过筛孔的气速为：3.6筛板的流体力学验算3.6.1塔板压降的计算干板阻力计算干板阻力由，查干筛孔的流量系数图，得精馏段： 故提馏段： 故气体通过液层的阻力计算精馏段： 查充气系数关联图得： 提馏段： 查充气系数关联图5-11得： 液体表面张力的阻

34、力计算精馏段：液体表面张力所产生的阻力：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： 0.7kpa，故符合设计要求。提馏段：0.7kpa，故符合设计要求。3.6.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响。3.6.3液沫夹带 液沫夹带量式：，精馏段：提馏段： 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。3.6.4漏液对筛板塔，漏液点气速;精馏段：，则 实际孔速稳定系数为提馏段：实际孔速：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。3.6.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层应服 乙醇-水物系属易发泡物系，取则精馏段： 而 板上不设进口堰，则 ，故在本设计中不会发生液

35、泛现象。提馏段： ，故在本设计中不会发生液泛现象。3.6.6塔板负荷性能图漏液线由，则精馏段整理得 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表：表 3-12 精馏段值计算结果Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.3080.3180.3310.341在操作范围内，由此可作出精馏段漏液线提馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表：表 3-13 提馏段值计算结果Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.4510.5510.6070.885 在操作范围内，由此可作出提馏段漏

36、液线液沫夹带线 以为限，求关系如下： 对于精馏段: 由 ， ， 整理得： 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表：表 3-14 精馏段值计算结果Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.2281.1681.0900.891由此可做出精馏段液沫夹带线提馏段： 由 ， ， 整理得: 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表：表 3-15 提馏段值计算结果Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s2.4281.5961.5471.505 由此可做出提馏段液沫夹带线 此可做出提馏段液沫夹带线3.6.

37、6.3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，则应有： 取， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式 得， ， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线液泛线， 联立得 忽略，将与，与，与的关系代入上式，整理得：， 式中：， 将有关的数据代入，得： 精馏段： 则 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表：表 3-16 精馏段值计算结果Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.3081.2851.2501.206提馏段： 则 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如