化工原理课程设计板式精馏塔设计报告

《化工原理课程设计》报告4万吨/年甲醇~水板式精储塔设计目录TOC\o"1-5"\h\z一、概述4设计依据错误!•未定义书签。技术来源错误!•未定义书签。设计任务及要求5•■二：计算过程7.塔型选择7.操作条件的确定8・•••操作压力8・••・进料状态8・••・加热方式8・•••热能利用8・•••.有关的工艺计算9・•••最小回流比及操作回流比的确定错误1未定义书签。塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算错误！未定义书签。全凝器冷凝介质的消耗量17•・•・热能利用错误！未定义书签。,•,,理论塔板层数的确定17••••全塔效率的估算错误!•未定义书签s•实际塔板数NP错误!•未定义书签•.精微塔主题尺寸的计算错误！未定•义书签。,精微段与提储段的体积流量错误•！未•定・义书签。TOC\o"1-5"\h\z精微段20・•••提微段22・•••塔径的计算24••••塔高的计算33••••.塔板结构尺寸的确定27••••塔板尺寸27•••・弓形降液管错误•！未定义书签・堰高29••一降液管底隙高度h030••••进口堰高和受液盘错•误！•未定义书签。浮阀数目及排列31••••TOC\o"1-5"\h\z浮阀数目31排列32校核32.流体力学验算33气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp34干板阻力hc34板上充气液层阻力hi34由表面张力引起的阻力h。34漏液验算34液泛验算35雾沫夹带验算35.操作性能负荷图36雾沫夹带上限线36液泛线36液体负荷上限线37漏液线37液相负荷下限线37操作性能负荷图37.各接管尺寸的确定40进料管40釜残液出料管40回流液管41塔顶上升蒸汽管41水蒸汽进口管41一、概述设计背景塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精储过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精微塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。经过我国这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小目前，精储塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精储塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。设计条件原料：甲醇、水原料温度：泡点进料处理量：4万吨/年原料组成：甲醇的质量分率Wf=0.35（质量分数）产品要求：塔顶甲醇的质量分率Wd=0.94（质量分数），塔底甲醇质量分率=0.02（质量分数）生产时间：300天/年冷却水进口温度：25c加热剂：0.9MP饱和水蒸汽单板压降：小于或等于0.7kpa生产方式：连续操作，泡点回流全塔效率：Et=50%设计要求.撰写课程设计说明书一份.带控制点的工艺流程图一张.塔装备的总装图一张设计说明书的主要内容.设计方案的确定.带控制点的工艺流程图的确定.操作条件的选择(包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比).塔的工艺计算(1)全塔物料衡算(2)最佳回流比的确定(3)理论板及实际板的确定(4)塔径的计算(5)降液管及溢流堰尺寸的确定(6)浮阀数及排列方式(筛板孔径及排列方式)的确定(7)塔板流动性能的校核(液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核)(8)塔板负荷性能图的绘制(9)塔板设计结果汇总表.辅助设备工艺计算(1)换热器的面积计算及选型(2)各种接管管径的计算及选型(3)泵的扬程计算及选型.塔设备的结构设计：(包括塔盘、裙座、进出口料管)二：计算过程.塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。.操作条件的确定操作压力压力为P=1.01325为05(Pa)进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；止匕外，饱和液体进料时精储段和提储段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精储塔都比较容易，为此,本次设计中采取饱和液体进料(q=1)0加热方式精储塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。热能利用

精储过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5流右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量,但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。.物料的工艺计算由于精储过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。原料液的摩尔组成：甲醇的摩尔质量为：32kg/kmol水的摩尔质量为：18kg/kmolXfXDXw=0.230.35XfXDXw=0.230.35/320.65/18=0.8980.010.94/32=0.8980.010.94/32+(1-0.94)/180.02/320.02/32+(1-0.02)/18以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为:进料液的平均摩尔数Mf=320,2318(1-0..23)=21.22kg/kmol4107=261.8kmol/hMf21.2224300xF_XW根据公式D=F.xD-xW

0.23-0.01=261.80.898-0.01可求出D=64.86kmol/h由全塔的物料衡算方程可写出：求得W=196.94kmol/h表1,原料液、储出液与釜残液的流量名称原料液储出液釜残液w（质量分数）0.350.940.02X（摩尔分数）0.230.8980.01流星kmol/h261.864.86196.94相对挥发度可根据平衡线图（图3-1）查得塔顶、塔底温度1一汽相2—液相图3-1甲醇-水的等压曲线或用计算法求得:①塔顶：yi=0.957,P=101.325kpa假设t=83C,利用安托因方程lgP：=6.030551211.033t220.79lgP?=6.07954-1344.8t219.48计算得出PAO=110.70kpa,PeO=43.016kpa再利用x=P-FBOPaO-PbP：x厂P求得x1=0.8615,y1=0.9412彳贸设t=82c,同理求得Po=107.39kpa,P：=41.58kpa''x1=0.9078,y1=0.9622利用比例差值法求出塔顶温度：则t1=82.25ct-82_0.957-0.9622

则t1=82.25c此时的相对挥发度P：Pb当t=82.25c时，计算得出P；=108.21kpa,Pb=此时的相对挥发度P：Pb108.21,2.58141.93②塔进料处：X2=0.541假设t=90c,同理求得Pt=136.12kpa,P[=54.233kpax2=0.5751假设t=91C,同理求得P"=140.1kpa,Pl=56kpa'x2=0.5389t-90

t-90

91-90=90.94c=90.94c0.5389-0.5751当t=90.94c时，计算得出P；=139.85kpa,P；=55.89kpaP；139.85此时的相对挥发度：,zKo2.502Pb55.89

③塔底：x3=0.035假设t=108c,同理求得P：=222.46kpa,P：=93.98kpaX3,0.0572=96.723kpa假设t=109C,同理求得P：=228.253kpa,甫=96.723kpax3=0.0350则得出塔底温度：t3=109c当t=109C时,此时的相对挥发度P：228.253此时的相对挥发度P：228.253=2.360全塔的相对挥发度-.2.5812.5022.360=2.479全塔的相对挥发度-.2.5812.5022.360=2.4793.2回流比R的确定由于是泡点进料(q=1),xq由于是泡点进料(q=1),xq=xF=0.541相平衡方程y=二x

1(--1)x当*=*尸，求出夹紧点xP=0.541,yP=0.745,因止匕:xD—yP0.957-0.745yP-xP0.745-0.541=1.039操作回流比R=(1.1-2)%所最少理论板数Nmin的确定：利用芬斯克方程Nmin1ghXdNmin1ghXdXDig二恐）日/7077.U7lg2.479由于设备的综合费用与N(R+1)有直接的关系，因此绘制N(R+1)〜R图就可以求当R值时N(R+1)最小的为实际R令八含,由不同B得到R值利用吉利兰图N-Nmin〜R—Rmin求出n值，进而能得到N(R+1)N1R1吉利兰图

分别取6=1.1、1.2、1.3、1.4、1.45、1.5、1.55、1.6、2,将查上图或计算出相应的值，见下表：1.11.21.31.41.45R1.1431.2471.3511.45461.507R-RminR+10.0490.0930.1330.1690.187N-Nmin0.590.520.510.4950.49N+1N18.715.815.4714.9814.82N(R+1)40.035.536.3736.7737.161.51.551.62R1.561.611.66242.078RFinR+10.2030.2190.2340.338N-NminN+10.460.4650.460.37N13.914.0813.9411.8N(R+1)35.736.7637.1336.32验算：若R—RminE0.17时,可以用下公式:R1「nT-^RrT一0」7①若R=1.2,则Rmin=1.039，利用公式N-Nlg——min=-0.9N1但二R则j_0.17求出N-Nmin=0.581则n=18.26,求得,R1N1N(R+1)=40.172。②若R=1.3,利用公式lgN-Nmin=_0.9回~1N1,R1-0.17求出N-NN+；=0.5344,则N=16.33,求得N(R+1)=37.559③若R=1.4,利用公式lgN-Nmin^-0.9.'R-Rmin]N1,R1-0.17求出N-Nmin=0.495N1贝UN=14.98,求得N(R+1)=35.95。一一一,一..一，R—R一，一，计算结果表明在R=(1.15〜1.35)范围内一Rmn<0.17，但N(R+1)值确随RR1值增大而减小，无最小值，所以根据作图找到最适回流比R=(1.56~1.61).取R=1.57物料平衡①精储段操作方程:XdxR11.57x°.9572.572.57二°.611x°.372精微段液体的摩尔流量：L=RD=1.5745.142=7°.873kmol/h气体的摩尔流量：V=R1D=2.5745.142=116.°15kmol/h②提储段操作方程：放体的摩尔流量：L=LqF-7°.87382.255=153.128kmol/h气体的摩尔流量：V'=Vq-1F=116.°15°=116.°15kmol/h(LWxw153.12837.613°.°35y='x-‛x=1.32x-°.°11VV116.°15116.°15q线方程：x=°.541理论塔板层数的确定精微段操作线方程：y=0.611x0.372提储段操作线方程：y=1.32x-0.011q线方程：xf=xF=0.541x2.479x相平禽方程：y=1+（二7x11.479x利用逐板法计算理论塔板层数:cCU-7相平衡方程cnnn=xD=0.957%=0.900y=0.922——x1=0.827y3=0.877——x3=0.742y4=0.825>x4=0.655y=0.772——x5=0.577y6=0.725——+x6=515<xF=0.541（进料板）中二0.669——x7=0.449y8=0.582——x8=0.360y9=0.464——x9-0.259y10=0.331—-x10=0.166y11=0.208——x11=0.096y12=0.116——x12=0.050y13=0.055--X13=0.023Mxw=0.003从上计算中可以得出理论塔板层数N理=13块（含塔釜）其中，第6块为进料板。_N理由条件知全塔效率Et=T=52%N实N理13则可计算出实际塔板层数N实=r-=25（含塔釜）Et0.52.基本物性数据计算根据苯〜甲苯系的相平衡数据可以查得：y〔二Xd=0.957x=0.902（塔顶第一块板）y=0.719Xf=0.541（力口料板）xw=0.035yw=0.032（塔釜）全塔的相对平均挥发度：二=\:「2二3='2.5812.5022.360=2.479全塔的平均温度：

,t-D't,t-D'tF'twtm=382.2590.941093=91.115oC4.1精微段整理精储段的已知数据列于表3（见下页），由表中数据可知:表3精微段的已知数据ag进料板塔顶（A块板）质量分数'_-xF=0.5'一一,y—0.684y1'=xD'=0.95x1’=0.884摩尔分数xF=0.541yF=0.719y1=Xd=0.957x1=0.9摩尔质量/kg/kmolMlf=84.426Mvf=81.934Mli=79.4MV1=78.602温度/C90.9482.25①液相平均摩尔质量:MlfML1284.42679.4

2=81.913kg/kmol平均温度:tFtD二90.9482.252=86.6oC在平均温度下查得P苯=807kg/m3,伟苯=803.4kg/m3液相平均密度为:1xLm1-XLm=r°Lm0苯P甲苯XfXi0.50.884其中平均质重分数xLm0.69222所以，:Lm=805.9kg/m3精储段的液相负荷L=70.873kmol/hLM：Lm70.87381.913805.9LM：Lm70.87381.913805.9=7.204m3/h②汽相平均摩尔质量:MvfMMvfMvi281.93478.6022=80.268kg/kmol压强PN=101.325N0.65kpa汽相平均密度为：:_PMVmRT其中，平均压强-EPF101.3250.65101.32560.65P=F==103.6kpa22所以，所=2.78kg/m3精储段的汽相负荷V=116.015kmol/hVM116.01580.2683/uVM2.783349.7m/h2.78精储段的负荷列于表4表4精微段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol81.91380.2683平均留度/kg/m805.92.78体积流量/m/h37.204(0.002m/S)3349.7(0.930473m/s)4.2提储段整理提储段的已知数据列于表5,采用与精储段相同的计算方法可以得到提储段的负荷，结果列于表6。表5提储段的已知数据ag塔釜进料板质量分数'一一X2=0.03'y2=0.047'__Xf=0.5'yF=0.684

摩尔分数x2=0.035y2=0.055xF=0.541yF=0.719摩尔质量/kg/kmolML2=91.51MV2=91.23MLF=84.426Mvf=81.934温度/C10990.94①液相平均摩尔质量:一MlfML284.42691.51=87.968kg/kmol=87.968kg/kmol平均温度：tmtF'tD90.9410995.63oC在平均温度下查得P苯=797kg/m3,P甲苯=794.4kg/m3液相平均密度为:1xLm1-xLm：Lm其中,平均质量分数汽XfX2其中,平均质量分数汽XfX20.50.030.4572所以,P'Lm=795.6kg/m3提储段的液相负荷L=153.128kmol/hLM153.12887.9683,「16.931m3/h795.6②汽相平均摩尔质量:M二加加二81.93491.23=86.582kg/kmol汽相平均密度为:PM平均压强cP2PF101.325130.65101.32560.65P=2F107.5kpa22所以，=二3.036kg/m3提储段的汽相负荷V=116.015kmol/h116.01586.582-3308.6m3/h3.036名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol87.96886.582平均密度/kg/m3795.63.036体积流量/m/h3.16.931(0.004703m/s)3308.6(0.9190m3/s:Vm表6提储段的汽液相负荷4.3全塔的流量由于精储段和提储段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：(VnVn)3349.73308.633,==3329.15m/h=0.92476m/s汽塔的平均液相流量:LS(Ln•LS(Ln•L)12.068m/h=0.00335m/s汽塔的汽相平均密度:Vm2.783.0363Vm2.783.0363=2.908kg/m汽塔的液相平均密度:：L二「Lm：L二「Lm，m805.9795.63=800.75kg/m5.塔径的计算塔径可以由下面的公式给出:二uD=二uD=4Vsumax0umax0Umax；V\7V由于适宜的空塔气速U=(0.6~0.8)Umax,因此，需先计算出最大允许气速初步设定板间距HT=0.45m功能参数:FlvL叵:12.068卜00.75(V)；：V-3329.15%2.908=0.06从史密斯关联图查得：C20=0.081,由于C=C20二产,需先求平均表面张力:20全塔的平均温度：tm=^^W=82.2590.94109=91.115OC3381.91387.968在此温度下，平均摩尔分数为=89.9682查《化工原理》书379页液体表面张力共线图并计算出液体表面张力2二--20.4mN/m史密斯关联图是按液体表面张力仃=20mN/m2的物系绘制的，若所处物系的表面张力为其他值，则需按式C=C20(巴产校正查出的负荷系数，即：2020.40.2C=0.081()=0.081320l-1..800.75-2.908UC।=0.08131.347m/smax:V.2.908u=(0.6~0.8)Umax=(0.808~1.077)m/s则取适宜的空塔气速u=0.85m/s塔径的确定：①精储段：气相流量Vn=3349.7m3/h=0.93047m3/s小々4V740.93塔径D1.181m，：u，二0.85②提储段：气相流量Vn=3308.6m3/h=0.9190m3/s/4V'(4x0919塔径d=J40.919=1.173m，二u；二0.85根据塔径系列尺寸圆整为D=1200mm6.塔板结构尺寸的确定确定塔板的流型由于塔径大于800mm所以采用单溢流型分块式塔板。塔板尺寸

选取lw,而lw/D=(0.6~0.8)所以lw=(0.72~0.96)，取lw=0.8m即lw/D=0.667然后根据上表弓形降液管的宽度与面积即可查出WAf—=0.13,一=0.07DAT从而计算出：22塔板总面积AT=D2=1.1304m24弓形溢流管宽度Wd=156mm弓形降液管面积Af=0.079m2

验算:液体在精储段降液管内的停留时间AfHTAfHTLn0.0790.450.002=17.775s5s液体在精储段降液管内的停留时间液体在精储段降液管内的停留时间AHLn0.0790.45AHLn0.0790.45

0.04703=7.56s5s6.3弓形降液管6.3弓形降液管堰上液流高度how本设计采用平堰，则堰上液头高how应在（6~60m叱问）0对于平堰，则土g上液头高h°w可用佛兰西斯公式计算：2限,=2.8410TELh3」W对于式中液流收缩系数E可用下表差得E=1.05,《I.｝：1,《I.｝：1图15I0傩黄展的液旗收缩系数2=18.2mm6mm皿、餐工12.0683=18.2mm6mm则计算how=2.84101.05I,0.8当平堰上液头高howM6mm时，堰上溢流会不稳定，需改为齿形堰。6.3.2堰高采用平直堰，一般应使塔板上得清夜层高度人=50~100mm而清夜层高度hL=hwhow,因此有：50-howMhwM100-how取hW=50mm,贝^hL=50+18.2=68.2mm6.3.3溢流管底与塔盘间距离h0因hW一h0之6mm,而hw=50mm若取精储段取h。=30mm,那么液体通过降液管底隙时的流速为

U0Ls_0.00335

lWh0-0.70.03=0.14m/s>0.1m/s（舍弃）U0Ls_0.00335

lWh0-0.70.03=0.14m/s>0.1m/s（舍弃）若取精储段取h0=42mm,那么液体通过降液管底隙时的流速为LsUo：1who0.00335——0.0997m/s<0.1m/s0.70.042Uo的一般经验数值为0.07~0.25m/s所以取h0=42mm6.4浮阀数目及排列采用R型重阀，重量为33g,孔径为39mm浮阀数目阀孔数n取决于操作时的阀孔气速uo,而uo由阀孔动能因数Fo决定。浮阀数目n4Vs气体通过阀孔时的速度u0=F0般Fo=8~11,对于不同工艺条件，也可以适当调整。11取动能因数F=11,那么4]=6.451m/s,因止匕.9083329.1542_二0.0396.451上120个6.4.2排列阀孔的排列方式有正三角形排列和等腰三角形排列若按等边三角形排列：孔心距=d00.907A若按等边三角形排列：孔心距=d00.907A0/Ap（常用有:75mm100mm125mm150mm阀孔面积:,2nrd。阀孔面积:,2nrd。A0：4一一21203.14150.0394-2=0.143m开孔鼓泡区面积：AP=2»，r2—x2+r2sin」二x=；—WdWs=0.6-0.1560.05=0.394mr=D—Wc=0.6-0.025=0.575m则计算可得到A则计算可得到Ap-20.394；0.5752E+°.5752sM熊［取t'=80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t'=65mm画出阀孔的排布图如图1所示，其中t=75mm,t'=65mm图中，通道板上可排阀孔41个，弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N=41+24父2=89个6.4.3校核气体通过阀孔时的实际速度：u0=——2—=10.38m/s二d0N实际动能因数：F0=10.38父斤335=10.55(在9~12之间)开孔率：阀孔面积Sid02N(0.039)289100%0100%13.5%塔截面积4AT40.7854开孔率在10%~1叱问，满足要求。4.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z=HP(N-2-S)HtSHtHfHW已知实际塔板数为N=40块，板间距山=0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：S=，=4个8取人孔两板之间的间距Ht=0.6m,则塔顶空间Hd=1.2m,塔底空间HW=2.5m,进料板空间高度HF=0.5m,那么，全塔高度：Z=1.2(40-2-4)0.440.60.52.5=20.2m6.流体力学验算气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp=二十几十h仃干板阻力hc浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为Uoc:Uoc=「82573.1/:V1.82573.1/1.0335=10.32m/s因为Uoc:二Uo=10.38m/s所以h"5.34「VU：334亿335位38,二0.0367m2：Lg28639.81板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因数6=0.5,那么：%=；hL=0.50.06=0.03m由表面张力引起的阻力h^由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以:hp-0.03670.03-0.667m-0.6678639.81-564.7Pa漏液验算动能因数F0=5,相应的气相最小负荷Vsmin为：2..VSmin-d0Nu0min4其中Uomin=FJ、=5/.；1.0335=4.92m/s一一一二233所以Vsmin=-x0.039。父89父4.92=0.523m/s<1.103m/s4可见不会产生过量漏液。液泛验算溢流管内的清液层高度Hd=hp•hd•7・h二其中，hp=0.0667m,hL=0.06m所以，Hd=0.6670.060.003=0.1297m为防止液泛，通常Hd<*(Ht+hw),取校正系数4=0.5,则有：(Hthw)-0.5(0.40.05)-0.225m可见，Hd<WHt+hw),即不会产生液泛。雾沫夹带验算VsJ解旧泛点率=^LVKCfA查得物性系数K=1.0,泛点负荷系数Cf=0.097ZL=D-2Wd=1-20.146-0.708m

________2Ab=Ar-2Af=0.7854—20.0706=0.6442m2所以，1.03351.1031.360.001460.708泛点率=-863-1.0335;63.4%:二80%10.0970.6442可见，雾沫夹带在允许的范围之内7.操作性能负荷图雾沫夹带上限线取泛点率为80%弋入泛点率计算式，有:VsJt^V+1.36LsZlVsJ1.0335+1.36父0.708Lsca：l->v+863-1.03350.8KCfA0.0970.6442整理可得雾沫夹带上限方程为：Vs=1.444-27.8Ls7.2液泛线液泛线方程为aV<2=b-cL|-db^3其中,__5a=1.9110其中,__5a=1.9110；v：Ln2__5=1.91101.033586386-0.0309b-：.：，hb-：.：，ht(中一1一；0)=0.50.4(0.5-1-0.5)0.05=0.150.153

lWho0.153__2__20.153

lWho0.153__2__20.7050.015=192.411d=(1；0)E(0.667)2/3=(10.5)1.020.6672=3.553lw0.705代入上式化简后可得：VS=4.85-6.217L|-114.9L2/37.3液体负荷上限线取e=5s,那么LSmaxAH50.07060.4=0.00565m3/s7.4漏液线取动能因数Fo=5,以限定气体的最小负荷:TOC\o"1-5"\h\z253VSmin=d2N—=0.523m3/s4「v液相负荷下限线取how=0.006m代入how的计算式：结父1.02HLmn]2/3=0.0061000lw整理可得：LSmin-2.1m3/h-0.000584m3/s操作性能负荷图

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00146,1.103)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得:3___3(Vs)max=1.65m/s,(Vs)min=0.57m/s所以，塔的操作弹性为1.65/0.57=2.89有关该浮阀塔的工艺设计计算结果汇总于表7表7浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径D,m1.0板间距Ht,m0.4单溢流弓形塔板型式降液管分