化工原理设计-苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

课程设计题目 苯课程设计题目 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计一、 设计题目某化工厂每天需将75吨含苯45%的苯一氯苯混合物用连续蒸馏方法分离成含苯 96%勺馏出液及含氯苯98%的釜液（均为质量百分数）供有机合成之用。试设计一精馏塔来完成该分离任务；原料温度为20C。二、 操作条件塔顶压强4kPa（表压）;2.20C进料；回流比自定（取2.4Rmin）;塔釜加热蒸汽压力506kPa（表压）;单板压降不大于0.7kPa;每天24小时连续运行。三、 设计内容设计方案的确定及工艺流程的说明；塔的工艺计算；塔和塔板主要工艺结构的设计计算；塔内流体力学性能的设计计算；塔板负荷性能图的绘制；设计计算结果一览表；生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、 基础数据1.组分的饱和蒸汽压pj-（mmH）温度，（C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760注：1mmHg=133.322Pa32.组分的液相密度p(kg/m)温度，（C）8090100110120130P苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

Pa=912.13-1.1886tPa=912.13-1.1886t氯苯 p=1124.4-1.0657t式中的t为温度，C。Oa0B怖=OAXb'OBXa（XA、Xb为Oa0B怖=OAXb'OBXa（XA、Xb为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3x103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:（氯苯的临界温度:tc=359.2C)5.其他物性数据可查化工原理附录。一、 设计方案及工艺流程首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐， 在里面停留一定的时间之后， 通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到进料温度， 然后，原料从进料口进入到精馏塔中。塔中气相混合物在精馏塔中上升到塔顶上方的冷凝器中，降温到泡点温度使液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中 ，即回流。而液相混合物在精馏塔中下降至塔底， 一部分进入到塔底产品冷却器中， 一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。 塔里的混合物不断重复前面所说的过程， 而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。二、 全塔物料衡算（1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11和112.61kg/kmol。45/78.1145/78.1155/112.61=0.542Xd96/78.1196/78.114/112.61-0.9722/78.112/78.1198/112.61二0.02863.组分的表面张力（T（mN/m温度，（C）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力 陌可按下式计算:（2）平均摩尔质量Mf=78.110.542(1-0.542)11261=93.91kg/kmolMd=78.110.972(1-0.972)11261=79.08kg/kmolMw=78.110.286(1-0.286)112.6仁111.6kg/kmol(3)料液及塔顶、底产品的摩尔流率依题给条件：一天以24小时计，有：F'=75t/d=3125kg/h，全塔物料衡算:F'=D'W'0.45F'=0.96D'0.02W'三、塔板数的确定F'=3125kg/h二 D^1429.52kg/hW'=1695.47kg/hF=33.28kmol/h二D=18.08kmol/hW=15.19kmol/h1.理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（ M・T法）求取Nt，步骤如下:（1）相平衡数据的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 X~y（见图1）依据X=Pt_pB/PA_pB,y=PAX/Pt，将所得计算结果列表如下:温度，（C）8090100110120130131.8Pi°苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 x~y平衡关系的影响完全可以忽略。（2）确定操作的回流比Ra.将上表中数据作图得t-x〜y曲线（见图2）20+954x二xf=0.542时，泡点温度为95.4C,平均温度 57.7 330.7K2查化工原理附录得比热容：2 3Cp=ABTCT2DT32 3本：Cp1=-31.662(130.43E-2)T(-36.078E-4)T(3.8243E-6)T氯苯：Cp2=64.358(6.1906E-1)T (—6.346E—3)T2 (1.8478E—6)T3Cp1=143.42kJ/(kmolK),Cp2=157.15kJ/(kmolK).Cp=Cp10.542Cp20.458=149.71kJ/(kmolK)汽化热：苯：393.9kJ/kg氯苯：325kJ/kg原料液汽化热. 治=0.542393.978.110.458325112.61=18402.66kJ/kmolCp：trm149.71(95.4-20)18402.66彳q 1.611rm 18402.66b.将上表中数据作图得x~y曲线q线方程：q Xf a®出 q 1.611 cQ"y x ，斜率为： 2.637q-1 q-1 q-11.611-1在图上定出：点a(x°,Xd)、点e(Xf,Xf)、点c(Xw,Xw)。q线过点e且与x~y曲线父于点f(Xf,yf)，如图，x°=yD二0.972，Xf二0.682，yf=0.914。精馏段操作线方程："話X"XD回流比为Rm时，q线与精馏段操作线交点在x~y曲线上，即交于f点。

Rm=0.25Rm yD-yf 0.972-0.914Rm=0.25 = = =0.2二Rm1 xD-xf0.972-0.682所以R=0.24Rmin=0.6（3）求理论塔板数精馏段操作线：y=Rx Xd“30x0.69R1 R1提馏段操作线为过c,d两点的直线。图解得Nt=7.5「1=6.5块（不含塔釜）。其中，精馏段Nti=3块，提馏段Nt2=3.5块，第5块为加料板位置。2.实际塔板数Np（1）全塔效率Et选用选用Et=0.17-0.616log轴公式计算。该式适用于液相粘度为 0.07~1.4mPa•s的烃类物系，式中的 (Jm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106C(取塔顶底的算术平均值)，在此平均温度下查化工原理附录得： ja=0.24mPas,阳=0.34mPas。J=亠人斥」b(1-斥)=0.240.5420.34(1-0.542)=0.286Et=0.17-0.616lg0.286=0.52.实际塔板数Np(近似取两段效率相同)精馏段：Np1=3/0.5=6块提馏段：Np2=3.5/0.5=7块总塔板数Np=Np1•Np2=13块四、塔的精馏段、提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(1)平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD=101.3 4=105.3kP加料板：pF=105.30.73=107.4kPa塔底：pW=105.30.713=114.4kPa精馏段：pm=(105.3+107.4)/2=106.4平均压强：提馏段：Pm'=(107.4+114.4)/2=110.9(2)平均温度tm查温度组成图得：塔顶为80C,塔底为95.4C,加料板为95.4C。精馏段：tm=(95.480)/2=87.7C提馏段：崭=(131.895.4)/2=113.6C(3)平均分子量Mm(kg/kmol)

塔顶：y1=Xd=0.9721=0.892MVD,m=0.972x78.11+(1—0.972)x112.61=79.08MLD,m=0.892x78.11+(1—0.892)x112.61=81.84加料板：y2=0.9,X2=0.64MvF,m=0.9x78.11+(1—0.9)X112.61=81.56MLF,m=0.64汉78.11+(1—0.64)汇112.61=90.53塔底：y3=0.06,3=0.02MVW,m'=0.0678.11 (1-0.06)112.61=110.54MLW,m'=0.0278.11 (1-0.02)112.61=111.92精馏段：MV,m=(79.08+81.56)/2=80.32ML,m=(81.84+90.53)/2=86.19提馏段：Mv卅=(81.56+110.54)/2=96.05ML,m'=(90.53+111.92)/2=101.23(4)平均密度(kg/m3)液相平均密度p,m塔顶：LD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.188680=817.0=1124.4-1.0657t=1124.4-1.065780二1039.1?LD,m进料板：TLF,ALb塔顶：LD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.188680=817.0=1124.4-1.0657t=1124.4-1.065780二1039.1?LD,m进料板：TLF,ALbaAPLDm=824.0817.01039.1 ,=912.13-1.1886t=912.13-1.188695.4=798.7=1124.4—1.0657t=1124.4-1.065795.4二1023.20.45 0.55 、Plf,b 798.7*1023.2二LF,m_908.3aB塔底：仏,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886131.8=755.5'lw,b=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657131.8=983.91 aA aB 0.02 0.98 -、A 旦 LWm二978.0PPP 7555 9839 ,mLW,m LW,A LW,B6,m‘LF,A精馏段：rL,m=[824.0908.3/2=866.15提馏段：rL,m'二908.3978.0/2=943.152.汽相平均密度 p,m精馏段："特爲:鑒爲眾850110.996.05Pm'M精馏段："特爲:鑒爲眾850110.996.05提馏段： V,m= RTm' =8.314273113.6=3.314塔顶：CTd,A=21.08；crd,B=26.02(80C)A；-B21.0826.02<!塔顶：CTd,A=21.08；crd,B=26.02(80C)A；-B21.0826.02<!AxB+uBxAjd 121.08x0.028+26.02x0.972丿=21.19进料板:=19.23；af,b=24.45 (95.4C)F,m；*bJAXbBXa19.2324.4519.230.45824.450.542=21.31(吹b ]15.23X20.31||—<aAX^+aBXA,-WJ5.23X0.9714+20.31汇0.0286丿二21.19 21.31/2=21.25=20.12W,m=20.31 (131.8C)塔底:'w,A-塔底:'w,A-15.23；"」W,B精馏段：匚提馏段：匚m=20.12 21.31/2=20.72(6)液体的平均粘度％,m(mPas)查得在80C、95.4C、131.8C下苯和氯苯的黏度分别为：4d,a=0.315mPas，卩d,b=0.445mPas(80C)4f,a=0.279mPas,斗,b=0.375mPas(95.4C)Jw,a=0.217mPas, %b=0.301mPas(131.8C)塔顶：MLD,m=(maXaL+(mbXbL=0.315><0.986+0.445x0.014=0.317mPas加料板：％F,m=0.2790.5420.3750.458=0.323mPas

塔底:」LW,m一」aXaWZ」bXbW=°.2170.02860.3010.9714=0.399mPas精馏段：PL,m=(0.323+0.317y2=0.32mPas提馏段：PL,m'=(0.323+0.399y2=0.361mPa-s、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V=R1D=1.618.08=28.93kmol/h汽相体积流里VMV,m 28.93x80.32 3,Vs 0.226m/s3600匚口36002.850汽相体积流里Vh=0.2265m3/s=815m3/h液相回流摩尔流率L二RD二0.618.08二10.85kmol/h液相体积流量・・=3驚丁3薦8鷲=0.0003"%液相体积流量Lh=0.0002m3/s=1.08m3/h冷凝器的热负荷Q=Vr=28.9380.32393.9/3600=254.25kW六、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V—V(q-1)F=28.93 (1.611-1)33.28=49.26kmol/h汽相体积流量V'MV,m' 49.2626.05cc"3,乂' , 0.397m/s3600Pvm' 3600汉3.314汽相体积流量Vh'=0.397m3/s=1429m3/h液相回流摩尔流率L'=WV^64.45kmol/h液相体积流量Ls-L'ML,m'，4.45101.23"0019m3/s3600Pl,m' 3600743.15液相体积流量Lh』0.0019m3/s=6.918m3/h冷凝器的热负荷Q'=V'r'=49.2696.05325/3600=427,14kW七、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1.初选塔板间距Ht=350mm及板上液层高度hL=60mm，则：Ht-hL=0.35-0.06二0.29m2.2.按Smith法求取允许的空塔气速 Umax（即泛点气速UF）=0.023099.0003『866.15=0.02309<0.2265人2.850丿查Smith通用关联图得C20=0.07负荷因子C二C20负荷因子C二C20c0.2—I=0.07沃<20J(21.25学丿=0.0709泛点气速:umax二C 二0.0709「866.15匚2.850/2.850=1.234m/s操作气速，取u=0.7umax=0.864m/s精馏段的塔径D=4Vs/二u二40.226/3.140.80^0.598m圆整取D-1000mm，操作气速：u=0.288m/s,u'=0.506m/s2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。①溢流堰长（出口堰长）lw取lw=0.7D=0.71.0=0.7m堰上溢流强度Lh/lw=1.08/0.7=1.54m3/mh:::100~130m3/mh，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。②出口堰高hw九—hL how对平直堰how=0.00284E(Lh/lw严由lw/D=0.7及Lh/lw.5=1.08/0.72.5=2.54，查得E=1.02，于是:2/3how=0.002841.021.08/0.7 =0.004m<0.006m(不满足要求)对齿形堰gw=0.044240/5)2/5

取hn“omm，则h°w=0.0083m：：：0.01m（满足要求）hw=m—'how=0.06—0.0083=0.0517m降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由匚/D=0.7，查得Wd/D=0.14,Af/At=0.09，即：Wd=0.14m，At=0.785D2=0.785m2，Af=0.115m2。液体在降液管内的停留时间.=AfHT/Ls=0.1150.35/0.0003=134.17s5s（满足要求）降液管的底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速 uo=0.02m/s，则有：Ls 0.0003ho - 0.0214m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）lwuo 0.7x0.02塔板布置①塔板直径为1m,分3块安装。⑦边缘区宽度Wc与安定区宽度ws边缘区宽度Wc:—般为50~75mmD>2m时，W）可达100mm安定区宽度Ws:规定D<1.5m时Ws=75mmD>1.5m时Ws=100mm本设计取Wc=50mmWs=75mm③开孔区面积AAa2X、R2Aa2X、R2-x2R2sin 0.242m2180 R式中：x=D/2-WdWs=0.5-0.14 0.075=0.285mR=D/2—Wc=0.5—0.050=0.450m浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔的孔径do=39mm,初取阀孔动能因子F。二丄。.匚=11,故阀

孔的孔速 :6.516m/s.2.850阀孔个数孔的孔速 :6.516m/s.2.850阀孔个数4Vs-■d0U0=29拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，板厚 5=3mm，且Wc=50mmWs=75mm作等腰三角形叉排时时，hA0.111m，按推荐尺寸，此处取 110mm。0.075n根据初步估算提高的孔心距 t=75mm、孔数n=29个，叉排高度h=110mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为 38个。如图1则阀孔气速：Vs% =4.98m/s兀d2nd°n4因F。=%寸「V=8.4（在经验值范围内）精馏段的塔高Z1Z1=Np1-1Ht=6-1 0.3^1.75m八、提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1.初选塔板间距Ht=350mm及板上液层高度h^60mm，则:Ht-hL=0.35-0.06二0.29m0.50.5=0.08074按Smith法求取允许的空塔气速 umax'（即泛点气速uF0.50.5=0.080740.0019「943.15' I I10.397人3.314丿查Smith通用关联图得C20'=0.658负荷因子C'=C负荷因子C'=C20'rcr'I120丿0.2(0.2-0.0663泛点气速:umax'=.=l'二V'/Tv'=0.0663.943.15—3.314/3.314=1.117m/s操作气速，取u'=0.7umax'=0.782m/s精馏段的塔径D'»4Vs'/二u'»；40.397/3.140.782=0.804m圆整取D=1000mm，此时操作气速：u'=0.506m/s2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。①溢流堰长（出口堰长）lw取lw=0.7D=0.71.0=0.7m堰上溢流强度Lh'/lw=6.918/0.7=9.88m3/mh:：:100~130m3/mh，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。⑦出口堰高hwW-hL-how对平直堰how=0.00284ELh'/lw2/3由匚/D=0.7及Lh/lW.5=6.918/0.72.5=16.87，查得E=1.03，于是:l%w=0.002841.036.918/0.72/3=0.0135m 0.006m（满足要求）hw=hL-how=0.06-0.0135=0.0465m③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D=0.7，查得Wd/D=0.14,Af/At=0.09，即：Wd=0.14m,At=0.785D2=0.785m2,Af=0.115m2。液体在降液管内的停留时间二AfHT/Ls=0.1150.35/0.0019=21.18s5s（满足要求）④降液管的底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速 取液体通过降液管底隙的流速 u。=0.02m/s，则有:Ls0.0019h。 0.1357m（h0不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）lwu0 0.70.02塔板布置塔板直径为1m,分3块安装。边缘区宽度Wc与安定区宽度WS，取Wc=50mmWs=75mm开孔区面积AA厂2x、,R2—x2面RS埠"WE2式中：x=D/2-WdWs=0.5-0.140.075=0.285mR=D/2-Wc=0.5-0.050=0.450m4.浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔的孔径d0=39mm,初取阀孔动能因子F0=二0..匚=11,故阀孔的孔速% 6.042m/s、3.314阀孔个数n=55个阀孔个数拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，板厚 5=3mm，且Wc=50mmWs=75mm作等腰三角形叉排时时，h A- 0.059m，按推荐尺寸，此处取h「65mm。0.075n根据初步估算提高的孔心距t=75mm、孔数n=55个，叉排高度h=65mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为57个。如图2则阀孔气速：.. Vs% =5.83m/s71.2d°n4因F。二％匚=106（在经验值范围内）4.精馏段的塔高Z1Z2二Np2-1Ht=7-1 0.35二2.1majPi1F.Z4-1豐密斷(SmiliLRB)关系訓线團也-戈弓形降液菅琵度和面积九、精馏段塔板流动性校核（1）塔板压降校核hf=hche•气体通过干板的压降hc/ </1.82^ 、1/1.825临界孔速u°c=丨空）= 7^| =5.92m/scu0（Pv丿 12.850丿因UoUOc，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。=5.34=5.342.85=5.34=5.342.85866.154.98229.81=0.0222m•气体通过板上液层的压降 heheD（hw how）=0.50.060=0.030m•克服表面张力的压降 h；「（一般情况下可不考虑）（显然此项很小可忽略）/曲21・2510「000700027m（显然此项很小可忽略）(T；\gdo 866.159.810.039(T•气体通过筛板的压降（单板压降）hf和•巾fhf=hcheh；一—0.0222 0.030 0.00027=0.0525mpf」〔ghf=866.1559.810.0525=447Pa：：0.7kPa（满足设计要求）（2）雾沫夹带量校核板上液流长度ZZ二D-2Wd=1-20.14=0.72m根据Pv=2.850kg/m3及HT=0.35m查图（化工原理课程设计 5-37）,得Cf=0.109。再根据表（化工原理课程设计 5-13）取K=0.85。

(pw100Vs一— +136LsZ■A—Pv,F二 59.22%ACfk泛点率小于80%故不会产生过量的雾沫夹带。漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按 Fo=5计算uom=亍uom=亍5「-2.96m/s..2.85稳定性系数K二匹二498=1.68_1.5〜2.0(不会产生过量液漏)Uom 2.96降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 Hd乞①(Hthw)Hd=hf hL hdhd=0.153Lwhd=0.153Lwhoy-0.1530.0003 ；2l0.7x0.0214丿=0.00006mHd=0.0525 0.060 0.00006=0.1126m①(Hthw)=0.5(0.35 0.0517)=0.201mHd岂①(Ht hw)成立，故不会产生降液管液泛。十、提馏段塔板上的流体力学验算塔板压降校核hf丸he1•气体通过干板的压降 he1/1.825临界孔速731/1.825UoeG3141/1.825临界孔速731/1.825UoeG314丿二5.44m/s：：U0因U0Uoe，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。十34于窘讪諜駕巾03稣2•气体通过板上液层的压降 hehe二:(hw how)二-hL=0.50.060=0.030m3•克服表面张力的压降 h._(—般情况下可不考虑)(T(显然此项很小可忽略)匕亘二士竺土卫理0.00023m(T(显然此项很小可忽略)让gdo 943.159.810.0394•气体通过筛板的压降(单板压降)hf和'=pf

hf=兀亠he亠h…=0.063m.：Pf=943.159.810.063=583Pa：：：0.7kPa(满足设计要求)雾沫夹带量校核板上液流长度ZZ=D-2Wd=1-20.14=0.72m根据Pv=3.314kg/m3及HT=0.35m查图(化工原理课程设计5-37),得Cf=0.11。根据表(化工原理课程设计 5-13)取K=0.85。(p' ©5100Vs'一v一 +136Ls'Z.Pl-Pv\F= Lv 112.41%AaCfK泛点率大于80%会产生过量的雾沫夹带。漏液校核当阀孔的动能因子F。小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按 Fo=5计算uom5uom5一2.75m/s,3.314稳定性系数K二匹=竺=2.12_1.5〜2.0(不会产生过量液漏)Uom 2.75降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 Hd乞①(Hthw)Hd訥血hd「L'! ' 00019 2臨=0.153 =0.153 =0.00006mjLwho丿 2.7汉0.1357丿Hd=0.0630.060 0.00006=0.1231m①(Hthw)=0.5(0.35 0.0465)=0.198mHd岂①(Ht hw)成立，故不会产生降液管液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选Ht及hL，重复上述计算步骤进行优化设计。十一、精馏段塔板负荷性能图1过量雾沫夹带线令泛点率F=0.80，将相关数据代入得2.85866.15—2.851.360.72Ls0.2420.1090.852.85866.15—2.851.360.72Ls0.2420.1090.85=0.80整理得到Vs=0.312-17.04Ls2降液管液泛线(气相负荷上限线)降液管发生液泛的条件为:①(Hthw)=hf-hwh降液管发生液泛的条件为:①(Hthw)=hf-hwhow-hd、2/3, —l'3600Ls!h)w—0.00284E ;Lw 丿=0.002841z a2/3■3600Ls、 c—|2/3 I=0.8462LsI0.7丿■ 2 2 2Ao ndo0.785380.039 0.0454m4_22n=5.34-VUo5.34-v(Vs/Ao)几2g %2gVs2…2.85=5.34 2866152汉9.8仆0.04542=0.4345V；2h="hwhw)=0.5(0.05170.8562L?3)2/3=0.0259十0.4231Lshf=hche=0.4345Vs20.4231L； 0.0259h=0.153=0.153/ x.2而需广681・82L22 2/3 2/3 2(0.4345Vs+0.4231Ls+0.0259)+0.0517+0.8462Ls+681.82Ls=0.5(0.35+0.0517)Vs2=0.284-2.92f3-1569.2L$23漏液线（气相负荷下限线）当动能因子F。：：：5时会产生严重漏 液，故取F°=5计算漏液点气速，前已算出Uom=2.96m/s，故0. 2 2 3Vsmin=AoUom=—nd。u°m=0.785汉38汉0.039X2.96=0.134m/s44液相负荷下限线取堰上液层咼度how-0.006m，E:1.0。how=0.00284how=0.0028413600Ls,min}=3.928L^n=0.0060.073Ls,min=°・00153m/s5液相负荷上限线取-5s得液相最大负荷流量Ls,maxHTLs,maxHTAfT0.350.1153=0.008m/s6操作线及操作弹性操作气液比 操作气液比 Vs/Ls=0.226/0.0003=753.344操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 Vs,max与气相允许最小负荷 Vs,min之比，即:操作弹性=巴Vs,min—茅沫来芾钱—茅沫来芾钱—气理负荷上阪线—我相负荷下限线液*U負荷,上限线——倜液线精馏段塔板负荷性能图十二、提馏段塔板负荷性能图1过量雾沫夹带线令泛点率F=0.80，将相关数据代入得Vs3.314943.15—3.314Vs3.314943.15—3.3141.360.72Ls=0.800.2420.110.85整理得到Vs=0.305-16.49Ls2降液管液泛线（气相负荷上限线）降液管发生液泛的条件为：①（Hthw）二hf-hwhow-hdhow-0.00284E'3600Lshow-0.00284E'3600LsLw/3=0.002841/ >2/33600Ls;I0.7丿2/3=0.8462Ls‘222Ao nd2=0.785570.039^0.0681m2□7□7,min,minhc22=5.34上±=5.34‘vM/代)Pl2g?L2ghc22=5.34上±=5.34‘vM/代)Pl2g?L2gVs2…3.314=5.34 2943152x9.81xO.06812=0.2062V2he=-(hwl%w)=0.5(0.04650.8562L?3)2/3=0.0233+0.4231Lshf二hehe=0.2062Vs20.4231L； 0.0233hd=0.153=0.153"Li0.70.1357Ls(0.2062Vs2+0.4231L/+0.0233)+0.04