课程设计甲苯乙苯的精馏浮阀塔

1、化工原理课程设计说明书设计题目：甲苯乙苯的精馏（浮阀塔） 4 4 4 5 56第一章 前言 精馏原理及其在化工生产上的应用 精馏塔对塔设备的要求 常用板式塔类型及本设计的选型 本设计所选塔的特性 化工原理课程设计任务书 第二章 精馏塔的工艺计算 物料衡算 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 6物料衡算 6回流比的确定 平均相对挥发度的计算 板数的确定精馏塔的气液相负荷 8精馏段与提馏段操作线方程 9全塔效率 9精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10操作温度的计算 10操作压强 11塔内各段气液两相的平均分子量 12精馏塔各组分的密度 13液体表面张力的计算 14液体平均粘度的计算 15气液负

2、荷计算 15精馏塔的塔体工艺尺寸计算 16塔径的计算 1.6.精馏塔有效高度的计算 1.7溢流装置计算 1.7.塔板布置 17浮阀板的流体力学验算 18塔板压降 18液沫夹带 1.8.塔板负荷性能图 1.9.过量液沫夹带线关系式 02液相下限线关系式 2.0.严重漏夜线关系式 2.1.液相上限线关系式 2.1.降液管液泛线关系式 2.2.浮阀塔计算结果汇总 2.2.第三章 塔结构塔的设备结构图 23结束语 24第一章 前言1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时， 上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液（气相冷却而成）是

3、沸点低的B物质，而 残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度 最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分 则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精 馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备 的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常 流动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效 率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是

4、 时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正液体的流动， 而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.3 常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。浮阀塔具有很 多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目 前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设 备，浮阀塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下， 使其操作板效率明显下降，其操作的负荷范围

5、较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作 弹性仍可达到满意的程度。浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。 所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔 板开孔率大，生产能力大等。乙醇与水的分离是正常物系的分离， 精馏的意义重大， 在化工生产中应用非常广泛， 对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计1.4 本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是：1 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%40%与筛板塔接近。2 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而 允许

6、的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾 沫夹带量小，塔板效率高。4 气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面 落差比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%但是比筛板塔高20%30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富 ，积累的设计数 据比

7、较完整，因此设计浮阀塔比较合适设计条件：1、 处理量：100000 （吨/年）。2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为 40%3、进料状态：泡点进料4、料液初温：泡点温度5、冷却水的温度：25 C6、饱和蒸汽压强：5Kgf/cm2（1Kgf/cm 2=98.066）KPa7、精馏塔塔顶压强:1atm8、单板压降不大于0.7 kPa9、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于 94%质量分数）,塔底的甲苯含量不大于2%质量分数）。10、年开工时间：卫00 （天）第二章精馏塔的工艺计算一、精馏塔的物料衡算0.43440.4/92.13 0.6/106.16XfXd0.94/92.130.94

8、/92.13 0.06/106.160.9475（一）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量 MB=106.16 kg/kmol 0.4/92.130.02/92.13Fxf Dxd Wxw0.9475 D 0.02298W60.2940.022980.02/92.13 0.98/106.16（二八物料衡算对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求 得馏出液流率D及残液流率W3300* 24进料流量 F=100000 10(°.4/92.13 °.6/106.16)138.799 krwl

9、/hD W 138.799联立解得 D=61.765 kmol/h , W=77.034 kmol/h二、塔板数的确定（一）、理论板层数2的求取表1按托尼方程常数Antoine方程常数物质ABC温度范围C甲苯6.079541344.8219.4826 137乙苯6.082081424.255213.0626 163表2 甲苯乙苯气液平衡t/ C110.62113116119122PO101.3089108.3452117.7550127.7931138.4878pB48.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.473

10、8y1.0000:0.93640.84900.75300.6477t/ C125128131134136.324PA149.8675161.9614174.7988188.4096199.5043PBO73.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.00001、甲苯、乙苯的温度-组成甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。1）求根据由A汽（A、B、C为A讪e方程常数由手册已查得如表得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压PA、PBO再根据泡点方程x二和露点

11、方程yPaX得到各组t-x(y)P数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。2、确定操作的回流比R因 q=1、Xe=Xf=0.4344 在 xy 图上查得 ye=0.4996。故有:Rmxd -yeye Xe0.9475 0.620.620.43441.765而一般情况下R=（1.12）Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际 操作的回流比为最小回流比的 2倍。即：R=2Rm=3.53图22-0. s0 Kw0. 20. d XF0. *0. SXD 1.0Ci3、求操作线方程精馏段操作线方程为:yn 10.779xn 0.2092L=R X 提馏段

12、操作线方程为ym1L qF-W L qF-W1.2093xm-0.006（一）、操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力: 提馏段平均压力:4、图解法求理论板层数精馏段操作线为经过点 a（0.9475，0.9475），c（0,0.2092），与q线交与点d,而 提留段操作线为经过点d、b（0.02298,0.02298）。在x-y图中绘出精馏段操作线、 提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。图解得总理论塔板数 NT=13.5 （不含再沸器）。其中精馏段NT1=6.3块，提馏段 NT2=8.2块，第9块为加料板位置。三、塔的操作工艺条件及相关物性数据

13、的计算FD= 101.3 kPa取厶 P= 0.7 kPaFF= 101.3 + 0.7 X 15= 111.8 kPa站 111.8 + 0.7 X 16= 123 kPaPm1=( 101.3 + 111.8 ) /2 = 106.55 kPaPm2=( 111.8 + 123) /2 = 117.4 kPa（二八操作温度计算查温度-组成图可得相应温度如下:塔顶温度：Td= 111.5 C进料板温度：Tf= 123.2 C塔底温度精馏段平均温度：Tm一 提馏段平均温度：Tm2= （三）、平均摩尔质量计算136.983 C(111.5 + 123.2 ) /2 = 117.35(123.2

14、+ 136.983)/2 = 130.0915 C气相组成:液相组成:119 116117.35 1160.5969 0.7303x10.7303119 116117.35 1160.7530 0.8490y10.8490XiXi :yiyi:0.6862 92.13(10.68620.8173M VDm0.6862) 106.1695.5326 kg/kmol0.8173 92.13(10.8173) 106.1694.6933 kg/kmol精馏段摩尔质量： 由拉格朗日插入法得：提馏段平均摩尔质量：131 128130.0915 1280.15710.2548x20.2548131 128

15、130.0915 1280.27160.4074y20.4074X2y2气相组成：x?:液相组成：y2：0.1866870.312725M Vm2 0.186687*92.13(1 -0.186687) *106.16103.54078 kg/kmolM Lm2 0.312725* 92.13(1 0.312725)*106.16101.7725 kg/kmol（四八平均密度计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3),液相平均密度用-aA计算（式中a表示质量分数）。AB气相平均密度用VT0PM计算22.4TF0液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度T/ C60708090100p

16、kg/m甲苯829.3819.7810800.2790.3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2温度T/ C110120130140150p kg/m3甲苯780.3770759.5748.8737.8乙苯785.8776.2766.6756.7746.6表3液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度求得在平均温度下甲苯和乙苯的密度Tmi = 117.35120 110770 780.3117.35 110780.3甲苯773.098755 kg/m120 110776.2 758.8117.35 110758.8乙苯779.08816 kg/m同理：Tm2 = 130.0915 C,甲

17、苯759.402095 kg/m乙苯766.509415 kg/m精馏段液相平均密度气相平均密度计算2.7949 kg/m273.15* 95.532622.4* (273.15 116.9915)液相平均密度计算1 92.13 106.16(1 0.8173)1 0.795176L1773.098755779.08816L1774.318 kg/m提馏段液相平均密度气相平均密度计算273.15*103.5407822.4* (273.15 130.0915)3.1311 kg/m液相平均密度计算L20.312725* 92.13/0.312725* 92.13 106.16(1 0.3127

18、25)1 0.283096759.402095766.509415L2 764.4839 kg/m(五)、相对挥发度精馏段：由 xA 0.6862, yA 0.8173，得 xB 0.3138，yB 0.1827所以YaXb0.8173* 0.31382.0457YbXa0.1827* 0.6862提馏段：由 Xa 0.186687, y 0.312725得 Xb 0.813313, y 0.687275所以YaXbYbXa（六八液体平均表面张力计算由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表 4）,将其以T为 x轴、c为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯

19、、 乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得：甲苯 ca=-0.1053T + 30.095乙苯c b=-0.1016T + 31.046n而液相平均表面张力用Lm X i计算i 1表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（c）温度TC60708090100表面张力（mN/r甲苯23.9422.8121.6920.5919.49n）乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度t c110120130140150表面张力（mN/甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.831

20、 、塔顶液相平均表面张力的计算由 Td= 111.5 C 得：c da=-0.1053 X 111.5 + 30.095=18.4296 mN/mc db=-0.1016 X 111.5 + 31.046=19.7904 mN/mc dh=0.9945 X 18.4296 + (1-0.9945) X 19.7904=18.4237mN/m2 、进料板液相平均表面张力的计算由 Tf= 123.2 C 得：c fa=-0.1053 X 123.2 + 30.095=17.122 mN/mc fb=-0.1016 X 123.2 + 31.046=18.5289 mN/mc ff0.4344 X

21、17.122 +( 1-0.4344) X 18.5289=17.9177 mN/m3 、塔底液相平均表面张力的计算由 Tw 136.983 C 得：c w=-0.1053 X 136.983 + 30.095=15.6707 mN/mc w=-0.1016 X 136.983 + 31.046=17.1285 mN/mc w=0.02298 X 15.6707 + (1-0.02298) X 17.1285=17.092 mN/m4 、精馏段液相平均表面张力c Lm=( c Dm+ c Fn)/2= (18.4237 + 17.9177)/2=18.1707mN/m5 、提馏段液相平均表面张

22、力（T Lm=（ （T Fm+（T w）/2= （17.9177 + 17.092）/2=17.5049 mN/m（七八液体平均粘度计算120 1100.259 0.278117.35 110B 0.2780.2647 mPa - s同理;Tm2 = 130.0915 C时,A 0.21288 mPa- s,B 0.24185 mPa- s甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（卩）温度T/ C60708090100粘度（mP、甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3温度T/ C110120130140150粘度（mP甲苯0.2450.228

23、0.2130.20.188J乙苯0.2780.2590.2420.2260.213表5甲苯、乙苯在某些温度下的粘度Tm1 = 117.35120 1100.228 0.245117.35 110a 0.245A0.2331 mPa- s精馏段液相平均粘度：1Ay,B(1y1提馏段液相平均粘度：2Ay2B(1y2)-s实际塔板数N的求取(八八 塔板效率：Et 0.49( l) 0.245精馏段： ET1 0.49( 1 1) 0.2450.2450.583968 ,“1=6.3/0.583968=10.8，取 2=11 块；提留段：ET2 0.49( 2 2) 0.245 0.49(1.9823

24、* 0.23279) 0.245 0.592108 ,22=7.2/0.592108=12.16 ; 取 2=13 块；总塔板数：N=N1+N>2=24块。四、精馏塔的气、液相负荷计算(一)、精馏段气、液相负荷计算L=RX D=3.53X 61.765=239.7123V=(R+1)D=4.53X 61.765=299.1123质量流量：L1 ML1L 94.6933* 239.7123 6.3053kg/s体积流量：LS1L：7需138 0.008143 m3/s7.937492.79492.8391m3 /s(二八 提馏段气、液相负荷计算L=L+Qf=239.7123+138.799

25、=378.5113V=V+(q-1)F=299.1123质量流量：L2 ML2L 101.7725* 378.799 10.7087kg/sV2 Mv2V 103.54078* 299.11238.603kg/s体积流量：LS2L210.7087764.48390.014 m3 / sV2V28.6033.13112.7476m3 /s五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、精馏段塔径的计算史密斯图取板间距HT=0.45m,取板上清液层高度 hL = 0.07m。液气动能参数：PF1L1Vs112Lm1Vm10.0081432.83911774.318 三2.79490.04774负荷因子：C1 c2

26、0Lm1200.2 0.20 08118.17070.079461 m/s20最大允空塔气速:Lm1 Vm1F1Vm10.079461 J774.318-2"9491.3202 m/s飞 2.7949估算塔径0.7 F10.92415 m/sD1圆整取D 塔截面积:2.2m%283911.978 m ,0.785.0.785 0.92415上下塔径一致At1=0.785D2=0.785 X 2.2 2=3.7994 m2空塔气速:12.8391/3.79940.747 m/s提馏段塔径的计算取板间距HT=0.45m,取板上清液层高度 hL=0.07m。液气动能参数:pf2±

27、1/2Lm2Vm20.0142.74761/2764.48390.07963.1311杳Smith通用关联图得C200.073负荷因子：C2 c20Lm2200.20.07317.5049200.20.07108 m/s最大允空塔气速:F2 C2Lm2 Vm20.07108- 764.4839-3.13111.108 m/sVm23.1311取适宜空塔气速:卩 2=0.7卩 f=0.77587 m/s估算塔径：D2Vs20.7852.74760.7850.775872.124 m，为加工方便，圆整取D 2.2m.塔截面积:空塔气速:2 2At2=0.785D =0.785 X 2.2 =3.7

28、99422.7476/3.79940.723 m/s六、塔板主要工艺尺寸的计算（一）、溢流装置计算1、精馏段溢流装置计算 因塔径 4 2.2 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰。各项计算如下： 、堰长 lW1:取 lW1 0.65D 0.65 2.2 1.43m 、溢流堰高度hwiEi=1.031，对于平直堰，堰上液层高度根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数 how可由Fran cis经验公式计算得：精馏段：how2.84 E1000 12/3LS1IW10.00284hwhLhOW4.873mm2/3提留段：how2.84LS20.002841000IW1hw hL how 3.947mm1.

29、0310.008143 36002/32.1273mm1.431.0312/30.014* 36003.0529mm1.43 、弓形降液管宽度W1和截面积Af1由胁/D 0.65查弓形降液管的参数图得:W 0.124 Wd1 2.2 0.1240.2728 mDA竹A T10.0721Af1 3.7994 0.07210.2739 m2验算液体在降液管中停留时间:精馏段:A竹H tLs10.2739 0.450.00814315.136s 5s提留段：2 Af1HT 0.2739 0.45 8.804 s 5sLs20.014故降液管设计合理。 、降液管底隙高度精馏段：取 0 0.13 m/s

30、 则 ho 丄10.008143 0.0438 mIw1 01.43 0.13提留段:取 00.13 m/s 则 hoLs2lW2 00.0141.43 0.130.0753 m（h。不宜小于0.020.025 m，满足要求）故降液管底隙高度设计合理。（二八 塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本设计塔径2.2m,采用分块式塔板，以便通过人工装拆塔板(2)浮阀数目与排列 7.1779 m/s2.7949精馏段：取阀孔动能因子Fo 12,则孔速uo! -Fo-、 V1每层塔板上浮阀数目:Vsi2O.785doUoi2.839120.785* 0.039 * 7.1779332块取边缘区宽度WC

31、 0.06m ,破沫区宽度WS 0.10m计算塔板上的鼓泡区面积，即：Aa 2x R2 x2R2arcsin?180R其中 R D WC 1.1 0.06 1.04m2x D (Wd WS) 1.1 (0.2728 0.10)0.7272m所以 Aa 2x R2 x2R2arcsin© 2.6290m2180R浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：t1 A 2.6290106 mmNt 332 0.075因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t190 mm按t=75mm, t190

32、mm以等腰三角形叉排方式作图 个。按N=390重新计算:，得排阀数390012.83910.785 0.0392 3906.0968 m/sF06.0968、2.7949 10.193塔板开孔率：匕 0.74712.25%u0i 6.0968提留段：取阀孔动能因子Fo 12,则孔速U02F°_26.78m/s、3.1311每层塔板上浮阀数目：N 趕 0.785*20需 *6.78 块浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm则排间距：f Nt 34T 103mm因塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取

33、t190 mm按t=75mm, t190 mm以等腰三角形叉排方式作图，得排阀数按N=390重新计算:390 个。2.7476020.785 0.03923905.90 m/sF。5.903.131110.44塔板开孔率：里U020 7230723 10.66%6.78七、塔板的流体力学计算（一）、气相通过浮阀塔板的压降可根据hp h精馏段：干板阻力：Uod1.825 73.173.11.825. 2.79495.98 m/s2因，故 hc15.34 證g5.34 進2 774.318 9.86.09680.036554m板上充气液层阻力:取 00.5，hL10hL0.5 0.070.035m

34、液面表面张力及所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为:hP10.0365540.0350.071554mhp1 L1g 0.071554 774.318 9.8542.974 Pa提留段：干板阻力:Uoc21.82573'1.825 371311 5966m/sv25.3431311 6.780.0513m2 764.4839 9.82 因 U02 Uoc2，故 hb2 5.34 上乞2 L2g板上充气液层阻力：0.035m取 ° 0.5 , hL10hL 0.5 0.07液面表面张力及所造成的阻力： 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经

35、塔板的压降相当的高度为：hp20.0513 0.0350.0863mPp2 hp2 L2g 0.0863 764.4839 9.8646.52 Pa(二八淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清夜高度。Hd (Ht hw),即出hp hL hd(1)精馏段：单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP1 0.071554m液体通过液体降液管的压头损失：LS1 20.008143 2hd1 0.153( 丄)20.153()20.0124mlWh011.43 0.02板上液层高度：hL 0.07m，贝U Hd1 0.0715540.01240.070.154m取 0.5，已选定 Ht 0.4

36、5m, hw1 0.42162m则(Ht hw)10.5 (0.45 0.42162)0.4358m可见Hd1 (Ht hw)1，所以符合要求。提留段：单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：hP2 0.0863m液体通过液体降液管的压头损失：hd2 0.153(-)20.153(0.014)20.005866 m融021.43 0.05板上液层高度：hL 0.07m，贝U Hd2 0.0863 0.005866 0.070.1622m取 0.5，已选定 Ht 0.45m, hw2 0.38524m则(Ht hw)2 0.5 (0.45 0.38524) 0.41762m可见Hdi （Ht hw

37、）i，所以符合要求。（三）、物沫夹带VsJ 1.36LsiZl精馏段：泛点率100%泛点率* 100%0.78KCfAt板上液体流经长度：ZlD2Wd2.2 20.27281.6544m板上液流面积：AAt2Af3.79942 0.2739 3.2516m2查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得Cf0.127Vsi 1. 36Lsi Zl泛点率L1dKCfA2839127949>774.318 2.79491.36 0.008143 1.6544100%0.127 3.2516100%45.82%泛点率Vs10.78 KC f At100 %2.8391'乙7949飞 774.

38、3182.79490.780.1273.7994100 %45 . 40 %对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由以上计算可知,物沫夹带能满足ev 0.1（kg液/kg气）的要求。（2）提留段:查物性系数K=1.0,泛点负荷因数图，得Cf 0.128泛点率Vs2,'V21.36Ls2ZlT L2 V2KCFAb100%3 13112.74761.36 0.014 1.6544 764.4839 3.13110.128 3.2516100%49.856%Vs22.7476泛点率0.78 KC f At100%3.13111 764 .48393.13110.780.1

39、283.7994100 %46 .45 %对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%由以上计算可知,物沫夹带能满足ev 0.1（kg液/kg气）的要求。八、塔板负荷性能图（一）、物沫夹带线泛点率1.36LsZl据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%+算:2.7949Vs1.36Ls1.6544精馏段：0.8774.318 2.79490.127 3.2516整理得：Vs 5.4888 37.3829 Ls由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值算出Vs提留段：0.83.1311Vs1.36Ls1.6544.764.4839 3.13110.128 3.

40、2516整理得：Vs 5.203 35.156Ls表6物沫夹带线上的气液体积流量Ls/(m3/s)0.0020.013Vs/(m /s)5.4145.1150Ls/(m3/s)0.0020.01Vs/(m3/s)5.13274.8514精馏段提留段hLhphLhdhehl（二）、液泛线(Ht hw)hd由此确定液泛线，忽略式中(Ht hw)5.342vU02 Lg0.153(盏)2 (10)hw2.84 E(3600Ls)2/31000( lwU0Vsd02 N4精馏段:14.9248Vs；0.4358222 774.318 9.81 (0.785 0.03939C)39.0L；2.84 3600LS1.5°.°4873 融(百)整理得:Vs280.04978607.37 L：173.991L?3提留段:216.72 Vs2284z360CLs、 ,2/3,s222.84 QOULLs 2/ 30.41762s22 131956；s)2 7644839 9.81 (0.785 0.0393901000 1.43整