丙酮-水溶液直接蒸汽加热筛板精馏塔设计

第一部分设计概述一、设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计二、工艺条件:生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（质量分率，下同）产品组成：馏出液99%丙酮，釜液2%丙酮操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三、设计内容1确定精馏装置流程，绘出流程示意图。2、工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。主要设备的工艺尺寸计算板'间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5、主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。工艺流程图丙酮一水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

丙酮一水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图1：精馏装置流程示意图第二部分塔的工艺计算一、查阅文献，整理有关物性数据(1)水和丙酮的性质表1.水和丙酮的粘度温度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面张力温度5060708090100水表面张力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面张力19.518.817.716.315.214.3表3.水和丙酮密度温度5060708090100相对密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4内酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa水18.02100647.4522050内酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮一水系统t—x—y数据沸点t/°C内酮摩尔数xy10000920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.863

58.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511相平衡线(2)进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量Ma=58.08Kg/kmol水的摩尔质量M广18.02Kg/kmol0.02/58.08=0.006290.02/58.08+0.98/18.020.25/58.08=0.09370.25/58.08+0.75/18.020.99/58.08XD-0.99/58.08+0.01/18.02-爵68平均摩尔质量Mf=0.0937x58.08+(1-0.0937)x18.02=21.774kg/kmolMD=0.968x58.08+(1-0.968)x18.02=56.798kg/kmolM=0.00629x58.08+(1-0.00629)x18.02=18.272kg/kmol21.774F=30000000/(300x24)=191.36kg/kmol最小回流比相平衡线21.774由题设可得泡点进料q=1则乂尸七，又附图可得七=0.0937,y°=0.749。RminXd一L=0.968-0.749=0.0042y-x0.749-0.0937RminR=(1.1~2.0)Rmin令R=2Ri=0.6684二、全塔物料衡算与操作方程(1)全塔物料衡算F+S=D+WFxf=DxD+叫=17.205Kmol/h壬4191.36x0.0937项00629Xd+Rx^0.968+0.00629x0.6684W=L=RD+qF=0.6684x17.205+191.36=202.86Kmol/hS=V=(R+1)D-(1-q)F=(0.6684+1)x17.205=28.705Kmol/h(2)操作方程精馏段y=日x+Xd=0.4x+0.58nR+1n+1R+1nWW提馏段y+1=sX—sXw=7.067x^-0.044(3)由图可得当R=0.6684时，精馏段与平衡线相切，则即使无穷多塔板及组成也不能跨越切点，切点为(0.854,0.915)=17.205Kmol/hR_0.968-0.915R%=0.968-0.854可解得：Rmin=0.8688设R=2Rmin=1.7376D=FxXf—、=17.091Kmol/hx+xS=(R+1)D=46.788Kmol/hL=RD=29.697Kmol/R_0.968-0.915R%=0.968-0.854可解得：Rmin=0.8688y=Rx+*d=0.63x+0.35nR+1〃+1R+1n利用图解法求理论班层数，可得：总理论板层数N广11块，进料板位置总理论板层数N广11块，进料板位置Nf=7三、全塔效率的估算用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算:根据丙酮一水系统t—x(y)图可以查得：t=56.50c(塔顶第一块板)dxD=0.968y1=0.968气=0.95设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：y.=0.968yB=0.032=t=56.50c(塔顶第一块板)dxD=0.968y1=0.968气=0.95设丙酮为A物质，水为B物质所以第一块板上：y.=0.968yB=0.032=0.05可得:aAB(D)xAyB/xb=1.59t§=67.20c(加料板)xF=0.0937yF=0.75假设物质同上：y.=0.750yB=0.250xB=0.9063可得:aAB(F)yB/xbt=1000c(塔底)xw=0.00629yw=0.00627假设物质同上：y.-o・00627xA=0.00629yB=0.99373xB=0.99371可得：a="a'*a=0.997AB(W)y/x所以全塔平均挥发度：a=3a~a~a=<1.59290.$973.58精馏段平均温度：T=L^f=帝5+67.2=61.850C122查前面物性常数(粘度表)：61.850C时，K水=0.53mPa-sr=0.51iha-s丙酮

所以精x.0.530.2430.520.75FaS.5查850C时，丙酮咏的组成y水0.175x水0.757y丙酮0.825x丙酮0.查前面物性常数(粘度表)：61.850C时，K水=0.53mPa-sr=0.51iha-s丙酮查表可得在83.60C时E(提)=0.4(3.580.33)-0.24=0.468四、实际塔板数N实际塔板数PN—ETN实际塔板数PN—ET，一一6精馏段：N=*=14.3,取整15块，考虑安全系数加一块为15块。R0.424提馏段：Ns(提「品f8.55，取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。故进料板为第16块，实际总板数为25块。全塔总效率：E二二-1=0.42N

P

五、精馏塔主题尺寸的计算1精馏段与提馏段的汽液体积流量精馅段的汽液体积流量整理精馅段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知:液相平均摩尔质量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85°C表6.精馅段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.09370yf=0.7500y1=xD=0.9680x1=0.9500摩尔质量/kg/kmolMLf=20.22Mvf=43.46MLf=56.79Mvl=56.08温度/C67.2056.70在平均温度下查得P"=971.1kg/gP”疽73辗/m液相平均密度为：1P=Lm以以1+―2P1P2其中，a1=0.1580a2=0.8420所以，plm=852.35kg/m3精馅段的液相负荷L=RD=1.7376x17.091=29.697kmol/hLn=LM/plm=29.697x39.29/852.35=1.369m3/hmm由PV=nRT=——RTPM=—RT=pRTMV所以PM所以P=RT精馅段塔顶压强PA-101.3KPa若取单板压降为0.7,则进料板压强Pf=PD+0.7x15=111.825KP气相平均压强p=101-325+111-825

m=106.575气相平均摩尔质量MVm=荣严=50.10宛/W气相平均密度p=PmXMvm

vmRTm106.575x50.1058.314x335.1=1.92kg/m3汽相负荷V=(R+1)D=(1.736+1)x17.091=46.761kmol/hV=VMvmnpvm46.761x50.105=1220.2911.92名称汽相液相平均摩尔质量/kg/kmol50.10539.29平均密度/kg/m31.92852.35体积流量/m3/h1220.2911.332精馏段的负荷列于表7。表7精馏段的汽液相负荷提馏段的汽液体积流量整理提馏段的已知数据列于表8,采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表9。表8提馏段的已知数据位置塔釜进料板摩尔分数Xw=0.00629Yw=0.00627Xf=0.0937Yf=0.750摩尔质量/kg/kmolMlv=0Mk=18.272Ml=20.22Mvf=43.46温度/°c10067.2表9提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol30.84619.12平均密度/kg/m3951.371.809体积流量/m3/h0.6841209.62塔径的计算在塔顶的温度下查表面张力表b=19.0mN/mc=66.595mN/m。d=0.968x19+(1-0.968)x66.595=20.523mN/m在进料板温度下查表面张力表：c1=17.9mN/mc2=64.74mN/mbF=0.0937x17.9+(1-0.0937)x64.74=60.35mN/m在塔底温度下查表面张力表：c1=14.3mN/mc2=58.4mN/mcw=0.00629x14.3+(1-0.00629)x58.4=58.12mN/m精馏段液相平均表面张力一，50.523+60.35c=2=40.4373mN/m提馏段液相平均表面张力一"60.35+58.12c=2=59.24mN/m全塔液相平均表面张力

20.523+60.35+58.123=46.331mN/m在塔顶的温度下查粘度表h1=0.24mP•s目2=0.51mPa-slghdd=0.968xlg0.24+(1-0.968)x20.523+60.35+58.123=46.331mN/m在进料板温度下查粘度表：h1=0.23mP•sh2=0.46mPa•slghmf=0.0937xlg0.23+(1-0.0937)xlg0.46=-0.367hmw=0.431mP•s在塔底温度下查粘度表：H1=0.160mP•sh2=0.249mPa•slghmw=0.00629xlg0.160+(1-0.00629)xlg0.249=-0.607hmw=0.249mP•s精馏段液相平均粘度hm提馏段液相平均粘度0.431+0.245=0.338mP.•s°.431+°.249=0.339mP.hm提馏段液相平均粘度全塔液相平均粘度0.245+0.431+0.249=0.308mP.s1.塔径的计算精馏段的体积流率计算：『/_1.塔径的计算精馏段的体积流率计算：『/_匕V—Mvm

s3600PLMLMlm3600PLM厂,B~-p

=CLVVp♦V心8"50」05=0.339m2/s3600x1.9229.697x38.1485=0.00037m3/s3600x852.349UmaxL(Pl)12-四竺7x(竺竺)12-0.023VPV0.3391.92

取板间距气=0.3,板上液层高度。广0.06mHt-h=0.3-0.06=0.24mC20=0.052:查附图:C=CX(G)0.2=0.052X(40.4373)0.2=0.0598620'2020852.349-1.92U=0.05986,192=1.259m/s:查附图:U'=0.6-0.8Umax估算塔径：D=J：一I—=0.756牝0.8m0.285U'塔截面积：兀-八A=—x0.82=0.503m2V0339实际塔气速：U=―==0.6744m/sA0.503T精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为：Z=(N-1H=(15-1)x0.3=4.2m精精T提留段有效高度为：Z提=N提-1Ht=G-1)x0.3=2.4m在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为:Z=Z精+Z提+0.8=7.4m3.溢流装置的计算⑴堰长lW可取l=0.66D=0.66X0.8=0.528m⑵溢流堰高度h¥3W¥3由h=h-h，选用平直堰，堰上液层高度：h=2竺EwLwow1000一一…248取用E=1,则龙=E0x1xf3600x000037丫;=0.00526m取液上清液层高度h=0.06-0.00526=00547m⑶弓形降液管宽度吃和截面积巧由l/D=0.66，查图5-7（）附图得A=0.0076;母=0.136TW=0.136x0.8=0.1088m;A^=0.0262x0.503=0.0383m2_3600_3600AHt=Lh3600x0.0383x0.3=31.05s>5s0.00037x3600故降液管设计合理。⑷降液管底隙高度h0比h”低10mm，则:h=h—0.01=0.0547—0.01=0.0447m故选用凹形受液盘，深度h'=50mm塔板布置⑴塔板的分块因为DN800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。⑵边缘区宽度确定取W=W=0.070m,、=0.035m⑶开孔区面积AaAJ；兀r2.尤)A=2x《r2—x2+180arcsin—x=D-AW=08—(0.1088+0.07)=0.2212m22其中，

r=D=、=08-0.035=0.365m兀X0.3652.0.2212)arcsin1800.365)=0.302m2r兀X0.3652.0.2212)arcsin1800.365)=0.302m2选用6=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=5mm筛孔数目：n=1.155A/12=L155X0.302=1550.27个a0.015rd八2(0.005¥开孔率:9=0.9071d(/=0.907x=10.1%"/1)"0.015J开孔率:气体通过阀孔的气速为：U=七.、=0.339/(0.101x0.302)=11.114m/s■-03塔高的计算塔的高度可以由下式计算：Z=H+(N-2—S)H+SH+H+HPTTFWHp--塔顶空间(不包括头盖部分)h〜-板间距N---实际板数S---人孔数Hf--进料板出板间距H"-塔底空间(不包括底盖部分)已知实际塔板数为N=23块，板间距Ht=0.3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，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。取人孔两板之间的间距Ht=0.6m，则塔顶空间Hp=1m，塔底空间HW=1.5m，进料板空间高度Hf=0.8m，那么，全塔高度：Z=(25-2)x0.3+1.1+1.2+1.5=11.58m4塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。取无效边缘区宽度WC=35mm，破沫区宽度W’=70mm，查得堰长檐长乙=528mmW弓形溢流管宽度W=109mmd弓形降液管面积A=0.04m2fA降液管面积与塔截面积之比才=7.62%T堰长与塔径之比*=0.660降液管的体积与液相流量之比t，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s液体在精馏段降液管内的停留时间T=只=地3=8.3s>*符合要求L0.00144ST液体在精馏段降液管内的停留时间T==0.04X0.3=5.17S>5S符合要求L0.00232ST5弓形降液管米用平直堰，堰高h-h—hhL--板上液层深度，一般不宜超过60--70mm堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算L2h=0.00284E(-s)3owLwE--液体的收缩系数Ls--液相的体积流量L--堰长

精馏段精馏段0.653600x0.00037-h=0.00284E()3=0.00526Eow0.65由*^=0-66L=3600x0.00037由*^=0-66(L)2.50.5282.5.查手册知E=1则h=0.00526x1=0.00526mhw=0.06-0.00526=0.0546m降液管底部离塔板距离匕,考虑液封，取h0比hw小15mm即h0=0.0546-0.01=0.0446同理，对提馏段一13.762h=0.00284E(1376)3=0.00337Eow0.65由LW=0.66查手册得E=1.h=0.00337x1=0.0337mh=0.06-0.00337=0.05663mh0=0.05663-0.01=0.04663m6开孔区面积计算已知W=0.12md进取无效边缘区宽度W=0.035m破沫区宽度W=0.07m阀孔总面积可由下式计算AC』.儿•/入、Aa=2卜r2f2+布r2arCSin(十x=?-(W+W)=2-(0.07+0.1088)=0.2212m

r=D-Wc=0.4-0.035=0.365m所■兀022120.2212xv'0.3652-0.22122+——x0.3652xarcsin()=0.302m218000.3657筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用5=3mm碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=3x5=15mm筛孔数目n=11580001=(1158000)x0.302=1550.27。155012152开孔率中—=0.907=10.07%(在5--15%范围内)(t/d)232气体通过筛孔的气速为"0V

s-

中A

a则精馏段u0J0.339提馏段uoT气体通过筛孔的气速为"0V

s-

中A

a则精馏段u0J0.339提馏段uoT0.1007x0.462

0.336—11.114m/s—11.0517m/s0.1007x0.302六、筛板的流体力学验算1塔板压降⑴干板阻力匕计算干板阻力h=0.015（uY-0干板阻力h=0.015由所选用筛板d0^=3=1.67，查得C0=0.773h=0.051（1」%773）x'9%52349Z0.0250m液柱⑵气体通过液层的阻力匕的计算气体通过液层的阻力h=&hL1U=一I一=——0339——=0.730m/saAt-Af0.503-0.0383F0=Ud前=0.703xp顽=1.01kg12/查图得：P=0.70h^=PhL=（h+h）=P（0.055320.0046后0.042⑶液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力4b4x40.4373x10-3h=j==0.00387m液柱bpgd0852.35x9.81x0.005气体通过每层塔板的高度h可计算：ph=h+h+h=0.0710pcLb△P=hpg=593P<700PpPLaa（700Pa=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。液沫夹带液沫夹带量，采用公式％=5.7X10一6,,侑xU/H广h『2由七=2.5匕=2.5X0.042=0.105m5.7x105.7x10-640.4373x［顷4Y2

"0.4-0.105)=0.016<0.1故设计中液沫夹带量七允许范围内漏液对于筛板塔，漏液点气速：U°=4.4j(0.0056+0.13七—hjpjPv=4.4x0.772x(0.0056+0.13x0.042—0.0040)x852.34/2.01=5.89m/s实际空速：U0=11.114ms稳定系数：K=-U^=1.89>1.5U0,min故在本实验中无明显漏液。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京H+h)取平=0.5,.(H+h)=0.5x(0.3+0.05470)=0.177而H=h+h+h，板上不设进口堰，则有dpldhd=0.153。。)=0.153x(0.08、=0.001m液柱H=h+h+h=0.08+0.06+0.001=0.141<4(H+h)dpldTw可知，本设计不会发生液泛七、塔板负荷性能图1精馏段塔板负荷性能图1.1漏液线查C0-ds图知U0.=4.4((0.0056+0.13七—hjpj号七、塔板负荷性能图1精馏段塔板负荷性能图1.1漏液线查C0-ds图知U0.=4.4((0.0056+0.13七—hjpj号=4.4x0.772xJ00056+0.13x0.042—0.0040)x852.34/2.01¥”2=0.103613.8671+58.103L23ks7Lm3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s0.21430.22280.23340.2419在操作范围内，任取几个乙值，己上式计算Vss1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7x10-6evua—H—h,'T"、3.2u=—^—s—=^-s=2.152VaAt-Af0.503—0.0383shf=2.5hL=2.52.84

0.0547+x1x1000(3600L

sk0.5287¥33.2「15.7x10-6e—VC=5.7x10-62.152VV41.08X10-3S50.732(0.279-2.32Lj)40.4373x10-3s„■0.16325-2.553L23sH-h=0.16325-2.553L23Tfs=0.1解得VS=0.5901-9.2282LS2/3Lm3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s0.5240.46920.39810.3386可作出液沫夹带线21.3液相负荷下限线液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度h=0.00526作为最小液相负荷标准。owr2.843600Lh=E(s)3=0.0053Eow1000Lw0.00530x10003E=1,贝。LL(2"84)2=0.0002^3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.1.4液相负荷上限线以。=3s作为液体在降液管中停留时间的下限e=AHLe=AHLS=5,LS,min=AH5°.3X0.0383=0.00383m3/s故Ls,maxAHt=0.3x0.0383=0.00383m3故Ls,max据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。

1.5液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度Hd令%=甲(气+h)=甲(0.4+1.5液泛线为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度Hd令%=甲(气+h)=甲(0.4+0.05470)，Hd々"OXhL，hL=hw+hw联立得甲H+(p-P-1)h=(P+1)h+h+h整理得:a,V2=b,-c,L-d,L/30.051a,=、(％=0051(192)=0.207(A0C0)2pl(0.501X0.302X0.773)2819.9b,=吧+(p-P-1)h=0.5x0.3+(0.5-0.7-1)x0.05470=0.084360.1530.153c,==(lh0)2(0.528x0.0447)2=274.67d,=2.84x10-3E(1+P)(3600)2/3=1.740.0215V2=0.39-355.3L2-1.74l%列表计算如下Lm3/s0.00060.00150.00300.0045Vm3/s0.5890.5430.5000.450由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:

精馏段负荷性能图0.0010.0020.0030.0040.005精馏段负荷性能图0.0010.0020.0030.0040.005液相流率m3/h1O864202率流相气液沫夹带线液量下限液量上限液泛线精馏A)在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vsmax=1.46m3/sVs硕=0.5m3/s故操作弹性为Vsmax/Vsmin=2.922提馏段塔板负荷性能图2・1漏液线查c0~气图知U°=4.4J血.0056+0.13七—hjpjpv/一一八E=0.103613.246+60.589S2VsJ在操作范围内，任取几个Ls值，已上式计算匕L。/sm3/s0.00060.00150.00300.0045V。/sm3/s0.19870.20830.2200.22932.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7x10-6evcL、3.2-a-h2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7x10-6evcL、3.2-a-hfVVVu=s—=s=——s—a1-A^1.785-0.05340.732hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0366how=2.84/1000x1.074x(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3"贝Uh=00915+2395L2/3h-h=04-00915-2395L2/3=0309-2395L2/3.—*^1^^...\_y.—*^^^../^^.5.7x10-6

e=v59.24x10-33.22.15VS0.1585-2.553L:s3」=0.1Ls/(m3/s)0.0006~0.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.5720.5090.4290.362解得V=0.6455-10.398L°2/3可作出液沫夹带线22.3液相负荷下限线h=0.00284E(36L°L,)2=0.006E=1T/0.00337、30.528L=()2=0.000189m3/s，min0.00284x13600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。2.4液相负荷上限线以。=5s作为液体在降液管中停留时间的下限工=5,LLS,minSAH50.0638x0.35=0.00383m3/s2・5液泛线0.051o、a,=(—v)=2・5液泛线0.051o、a,=(—v)=(A0%)2p:(0.101x0.302x0.773)2825.645'0.153=吧+(9—0—1)h=0.5x0.3+(0.5-0.7-1)x0.05663=0.08210.1530.153===252.4(lh0)2(0.528x0.04663)2=2.84x10-3E(1+0)(3600)2/3=2.84x10-3x1x(1+0.58)xG3600)；=1.736l0.5280.195V2=0.0821-252.4L2-1.736l2300.0010.0020.0030.0040.005液相流率m3/h00.0010.0020.0030.0040.005液相流率m3/h提馏段负荷性能图Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.5980.5490.4730.409由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:严重漏液线液沫夹带线液量下限液量上限液泛线操作线B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vsmax=1.45m3/s故操作弹性为vsmax/vsVVsmax=1.45m3/s故操作弹性为vsmax/vsVs，minmin=0.427m3/s=3.401.塔顶全凝器设计计算(1)冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向