2023年苯甲苯二元体系连续浮阀精馏塔的工艺设计

南京工业大学

2011

《化工原理》课程设计

设计题目苯-甲苯二元体系连续浮阀精储塔的工艺设计

学生姓名班级、学号书院化工班

指导教师姓名____________冯晖__________________

课程设计时间20程年12月19日-2016年12月日

课程设计成绩

百分制权重

设计说明书、计算书及设

计图纸质量，70%

独立工作能力、综合能力、

设计过程表现、设计答辩

及回答问题情况，30%

设计最终成绩（五级分制）

指导教师签字__________________

2011学院

课程名称化工原理课程设计____________

设计题目苯-甲苯二元体系连续浮阀精储塔的工艺设计

学生姓名—专业.化学工程与工艺

班级学号2011学院化工班

设计日期2016年12月19日至一2016年12月31日

设计条件及任务：

设计体系：

设计条件：

1.处理量F：278(kmol/h)

2.料液浓度0.14(mol%)

3.进料热状况：泡点

要求：

1.产品浓度：99.5(mol%)

2.易挥发组分回收率：99%

指导教师_____________________

2016年12月31日

目录

0、前言..........................................................................4

0.1塔设备概述...............................................................4

0.2化工生产对塔设备的要求..................................................5

0.3塔设备的类型.............................................................6

0.4浮阀塔的优点.............................................................6

1、浮阀塔工艺设计...............................................................7

1.1操作压强................................................................7

1.2进料状态................................................................7

1.3塔釜加热方式............................................................7

1.4回流方式................................................................8

2、精储工艺流程图...............................................................8

3、实际板数的确定...............................................................8

3.1全塔物料衡算............................................................8

3.2物系相平衡关系..........................................................9

3.2.6相对挥发度及平衡线方程............................................9

3.2.4粘度..............................................................10

3.3回流比及精储段操作线方程...............................................11

3.4塔内气相、液相摩尔流量................................................11

3.4.1精储段气相、液相摩尔流量.........................................11

3.4.2提僧段气相、液相摩尔流量及提像段操作线方程......................12

3.5理论板数的计算.........................................................12

3.6实际板数的计算.........................................................14

4、塔体主要工艺尺寸的确定......................................................14

4.1塔体塔板设计所需物性参数...............................................14

4.1.1操作压力..........................................................14

4.1.2操作温度.........................................................15

4.1.3提储段、精镭段平均摩尔质量.......................................15

3.2.3提储段、精储段平均密度...........................................16

3.2.5表面张力..........................................................17

4.2塔内气相、液相体积流量.................................................18

4.2.1精储段气相、液相体积流量.........................................18

4.2.2提偏段气相、液相体积流量.........................................18

4.3精储段塔板塔径设计计算.................................................19

4.3.1精储段塔径........................................................19

4.3.2精微段有效高度.......................................................20

4.3.3精僧段溢流装置设计...................................................20

4.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列.............................................21

4.3.5流体力学校核..........................................................22

4.3.6精储段负载性能图及操作弹性...........................................25

4.4提馈段塔板塔径设计计算................................................27

4.4.1提循段塔径........................................................27

4.4.2提储段有效高度.......................................................28

4.4.3提微段溢流装置设计...................................................28

4.4.4鼓泡区阀孔数的确定及排列.............................................29

4.4.5流体力学校核.........................................................30

4.4.6精储段负载性能图及操作弹性...........................................32

4.5塔体主要工艺尺寸汇总....................................................35

5、辅助设备设计.................................................................36

5.1塔顶全凝器的计算与选型.................................................36

5.1.1换热器基本参数计算...............................................36

5.1.2换热器性能核算...................................................38

5.2塔底再沸器的计算与选型................................................42

5.1.2再沸器种类.......................................................42

5.1.2再沸器计算与选型.................................................43

5.3预热器的计算与选型.....................................................45

5.4接管的计算与选型.......................................................46

5.5泵的计算与选型.........................................................49

6、设计结果总汇表..............................................................51

7、致谢.........................................................................54

8、参考文献.....................................................................55

附表1：常压下苯一一甲苯的气液平衡数据.........................................56

附表2：苯一甲苯t-p.........................................................................................................................57

附表3：苯和甲苯粘度............................................................58

附表4：苯和甲苯表面张力........................................................59

附表5：史密斯关联图............................................................60

附表6：泛点负荷系数图..........................................................60

附表7：苯和甲苯密度............................................................61

附表8：输送流体用无缝钢管常用规格.............................................62

附图1：精储段塔板..............................................................65

附图2：提储段塔板（经计算和校核两块塔板一样）................................66

0、前言

0」塔设备概述

塔设备是化学工业，石油工业，石油化工等生产中最重要的设备之一。它可

以使气（汽）液液两相之间进行充分接触，达到相际接触传热及传质的目的。在

塔设备中能进行的单元操作有：精储，吸收，解吸，气体的增湿及冷却等。

在化工，石油化工及炼油厂中，塔设备的性能对整个装置的产品质量，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，都有重大的意义。在化

工和石油化工的生装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.39%左

右，炼油和煤化工生产装置占34.85%；它所耗的钢材在各累工艺设备中所占的

比例也较多，例如在年产250万吨的常压及减压炼油装置中耗用的钢材重量占

62.4%,年产60及120万吨催化裂化装置占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，

对化工，炼油工业的发展起着重要的作用。

0.2化工生产对塔设备的要求

塔设备除了应该满足特定的化工工艺条件（如温度，压力，耐腐蚀）外，为

了满足工业生产的需求还应该达到下列要求：

1）生产能力大，及气体处理量大。

2）高的传质，传热效率，气液有充分的接触空间，接触时间和接触面积。

3）操作稳定，操作弹性大，即气液负荷有较大波动时仍能在较高的传质效

率下进行稳定的操作，，且塔设备应能长期连续运转。

4）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小，以达到节能降低操作

费用的要求。

5）结构简单可靠，材料耗用量少，制造安装容易，以达到降低设备投资的

要求。

事实上，任何一个塔设备能同时达到上述的诸项都时非常困难的，因此只能

从生产的需求及经济合理的要求出发，抓住主要矛盾进行设计。随着人们对生产

能力，提高效率，稳定操作和降低压降的追求，推动着各种新型塔结构的出现和

发展。

0.3塔设备的类型

塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后

者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重

量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应

用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。

0.4浮阀塔的优点

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吼

1、浮阀塔工艺设计

1.1操作压强

精储可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物

料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。

对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件

下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器

的温度，并且相对挥发度液会下降。

对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸储。降低操作压力，组分的相对挥发

度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。

但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真

空设备，增加了相应的设备和操作费用。

本次分离的苯和甲苯二元体系为一般物系故分离时采用常压操作，操作压力

为101.325kpao

1.2进料状态

本精储塔采用泡点进料，通过预热器将25℃的冷料加热为饱和液体。

1.3塔釜加热方式

本次分离任务中，塔底采用再沸器加热，冷流体为塔底液体，热流体为高温

蒸汽，此种加热方式属于间接蒸汽加热。

1.4回流方式

本设计采用安装回流泵方式进行强制回流。

2、精储工艺流程图

©皿计

©濠位计

©罐计

©应力计

0部水计

X冏门

3、实际板数的确定

3.1全塔物料衡算

根据操作条件可知:料液流量F=278Kmol/h;料液中易挥发组分的质量分数

xF=0.14;塔顶产品摩尔分数XD=0.995;易挥发组分的回收率n=99%。

4X(1)

77—尸XX

产

由公式（1）求得镭出液D的量：D=38.72442kmol/h

全塔物料衡算式：尸=〃+/（2）

由等式（2）求得塔底残液W的量：W=239.2755779kmol/h

全塔轻组分物料衡算式：

才⑶

FXX="Dx0X+/xW

由等式（3）求得残夜Xw=0.001626576

3.2物系相平衡关系

3.2.6相对挥发度及平衡线方程

用等式（4）来计算物系的相对挥发度

«=⑷

3/

根据附表1的相平衡数据，利用等式（4）,分别计算xi=0.1、X2=0.2……X9=0.9

的相对挥发度,得到%=2.347875426、«2=2.3512226K4=2.393841167、%

=2.455696203、怎=2.524850194、«6=2.568009057,«7=2,58317438.«8

=2.610411899、«9=2.632373114

平均相对挥发度:

则平衡线为:

3.2.4粘度

根据公式(7)计算物料的平均粘度

lg(4，=WXlog(M)⑺

通过附表3,内差法求得塔顶温度tD=80.17℃苯、甲苯的粘度为〃翱

=0.3075495mPa-s、〃甲苯。二°・3106005mPa・s；

则塔顶液相的平均粘度为：

1g(〃力)=0.995Xlg(0.3075)+(1-0.995)xlg(0.3106005)(8)

则〃D=0.30756468mPa«s

通过附表3,内差法求得加料板温度tF=104.6℃苯、甲苯粘度//和=02458

mPa-s、

〃甲特二0-30019mPa・s；

则进料板液相的平均粘度为：

1g(〃尸)=0.14x1g(0.2458)+(1-0.14)xlg(0.30019)(9)

则〃,.=0.291905456mPa・s

通过附表3,内差法求得塔底温度tw=l10.525C苯、甲苯粘度〃制=0.23395

mPa-s、

〃甲郛=0.28626625mPa-s；

1g(%)=0.0016266xlg(0.23395)+(1-0.0016266)xlg(0.28627)(10)

则〃〃=0.286172294mPa«s

精储段液相混合物的平均粘度为：

止乜生=0.299735068(11)

'2

提储段液相混合物的平均粘度为：

〃w+=0.289038875(12)

'2

3.3回流比及精储段操作线方程

泡点进料，有q=l,q线为一铅锤线，皿=》尸=0.14

根据相平衡方程：

2.494x0.14

0.288762(13)

%l+(a-l)x«1+(2.494-1)x0.14

则最小回流比为:

0-995一0288762—47418(14)

Knin

%0.288762-0.14

取实际回流比为最小回流比的1.4倍:

A=1.4x4.747418=6.6463852

精储段操作线方程:

R,x6.650.995

X,------Xn-*------D-----------Xn+---------=0.869x„+0.1301(15)

+lR+lR+\6.65+16.65+1

3.4塔内气相、液相摩尔流量

3.4.1精偏段气相、液相摩尔流量

液相流量：L=/?D=6.6463852x38.72442211=257.377426KM//〃(16)

气相流量：V=(/?+1)0=(6.6463852+1)x38.72442211=296.1018481Kmol/h(17)

3.4.2提储段气相、液相摩尔流量及提储段操作线方程

液相流量：L=L+qF=257.377426+278=535.377Km。//〃(18)

气相流量：V=V=296.101848\Kmol/h(19)

提储段操作线方程：

LW

%”=一4—_x

VV

(20)

535.377239.2756x0.0016266

————x,=1.808lx„,-0.001314

296.102296.102

3.5理论板数的计算

理论板数的计算采用逐板计算法

精储段操作线方程：％+1=0.869x.+0.1301(21)

提储段操作线方程：yin+l=1.8081x„,-0.001314(22)

平衡线方程：

(23)

l+(a-l)x„

表2：逐板计算板上数据

板数/NT液相组成/Xi气相组成/yi

10.987622460.995

20.9720139060.9885873

30.9399413830.975020045

40.8778206130.94714199

50.7701914820.893145421

60.6153504160.799592109

70.443189970.665001274

80.2989203980.5153561

90.2040140710.389954211

100.1511115140.307459805

11（理论加料板）0.1243137180.261475884

120.1034440280.223455405

130.0837890820.185721223

140.0661709910.150183402

150.0510648640.11832839

160.0385981020.091015222

170.0286299560.068474251

180.0208593590.050450993

190.0149208230.03640109

200.0104508470.02566371

210.00712460.017581611

220.0046704840.011567472

230.0028712140.007130221

240.0015581440.003876987

使用内差法，求得理论板数NT=23.94788389

3.6实际板数的计算

在324部分求出了，精储段平均粘度必=0.299735068,提微段平均粘度生

0.289038875

则全塔平均粘度：

空生=0296868487(24)

2

全塔效率计算：

-0245

ET=0.49x(«x)=0.519413912(25)

精微段实际板数为：

N*H=』-=18.95927623六19(26)

精0.527

提储段实际板数为：

2398-10

=…。44417836«27(27)

提0.527=26

此精储塔实际塔板数为N=19+27=46块

4、塔体主要工艺尺寸的确定

4.1塔体塔板设计所需物性参数

4.1.1操作压力

塔顶操作压力PD=101.325kpa

每层塔板压降△P=0.64kpa

加料板上一层塔板压降：=101.325+0.64*18=112.845kpa

进料板压力：PF=101.325+0.64*19=113.485kpa

塔底压力：弓=101.325+0.64x46=130.765kpa

精微段平均压力：P、=(外+弓+2=107.085kpa

提偏段平均压力：=(匕+〃)+2=122.125kpa

4.1.2操作温度

根据附表1苯-甲苯平衡组成和温度的关系，通过内差法查出相关温度

塔顶温度：TD=80」7℃

加料板上一层塔板的温度：TFR=102.27℃

加料板温度：TF=104.6℃

塔底温度：Tw=110.525℃

精微段的平均温度为：=91.22℃(28)

2

提储段的平均温度为：殳也=107.5625(29)

22

4.1.3提镭段、精储段平均摩尔质量

精偏段：R=91.22℃由附表1,内差法求得精偏段平均液相摩尔浓度xi=

0.533448276

然后根据平衡关系求得精微段平均气相摩尔浓度y尸0.740367799。

精储段液相平均摩尔质量：

=0.533448276x78.11+(l-0.533448276)x92.14=84.65572069kg/kmol(30)

精储段气相平均摩尔质量:

Mvl=0.740367799x78.11+(1-0.740367799)x92.14

=81.75263978kg/kmol(31)

提储段：R=107.5625℃由附表1,内差法求得提储段平均液相摩尔浓度

x2=0.068546512

根据平衡关系求得提储段平均气相摩尔浓度y2=0.155074096。

提储段液相平均摩尔质量：

ML2=0.069x78.11+(1-0.069)x92.13=91.18kg/kmol(32)

提储段气相平均摩尔质量：

MV2=0.1551x78.11+(1-0.1551)x92.13=89.96kg/kmol(33)

3.2.3提储段、精储段平均密度

通过等式(34)来求混合液体的密度：

_L=区+组(34)(其中为质量分率)

Pl.Pv.PB

通过等式(35)混合气体的密度：

&='皿，(35)(其中M为平均摩尔质量)

22.47p0

精储段混合液体的平均密度：

X=91.22℃,由附表2,内差法求得，夕米=802.3775Kg.m-3

巧味=798.9483Kg.m-3<>

通过等式(36)求得苯的质量分数：

78.11玉

aA=0.492201171(36)

78.1lx,+92.13(1-%,)

a.=1-a.=0.507798829(37)

3

由等式(34)求得，pLI=800.6324855Kg.m-

3

由等式(35)求得，pvl=2.907138046Kg.m-

提储段混合液体的平均密度：

『=107.5625℃,由附表2,内差法求得，p第=783.57625Kg.rrf3,

小弟-782.624063Kg.rn'

-3

由等式(34)求得，pL2=782.6799129Kg.m

由等式(35)求得，02=3.480199614Kg.m-3

3.2.5表面张力

通过等式(36)计算液相混合物的平均表面张力

%.=»"，­

-='(36)

通过附表4,内差法求得塔顶温度tD=80.17℃苯、甲苯的表面张力为：

<7^=21.24943mN/mo■甲苯=21.6713mN/m

%=0.995x21.24943+(1-0.995)x21.6713=21.25153935mN/m(37)

通过附表4,内差法求得进料板温度tF=l04.6C苯、甲苯的表面张力为：

(7米=18.3072mN/m51，笨=18.9955mN/m

crf=0.14x18.3072+(1-0.14)x18.9955=18.899138mN/m(38)

通过附表4,内差法求得塔底温度tw=l10.525℃苯、甲苯的表面张力为：

<7茉=17.60805mN/mb甲策=18.3585625mN/m

<T„,=0.0016266x17.61+(1-0.0016266)x18.3586=18.35734173mN/m(39)

精偏段液相平均表面张力:

On+6、

5二-------=20.07533868mN/m(40)

12

提储段液相平均表面张力：

Cn+Cp

(T=—---------=18.62823987mN/m(41)

22

4.2塔内气相、液相体积流量

4.2.1精微段气相、液相体积流量

液相体积流量:

257.377x84.6557

=0.0075594657n3/s(42)

3600夕”3600x800.632

气相体积流量:

296.102x81.753

匕=2.312995284〃//s(43)

3600外3600x2.907

4.2.2提储段气相、液相体积流量

液相体积流量:

二LMc_535.377x91.18

Ls=0.017324664///$(44)

3600&-3600x782.680

气相体积流量:

*=296」02X89.964=2.]3〃，/S(45)

Vs

3600pvl3600x2.82

4.3精馈段塔板塔径设计计算

4.3.1精微段塔径

由4.2.1精储段气相、液相体积流量计算可知:

液相体积流量：4=0007559465加/s(46)

气相体积流量：匕=2.312995284加3/s(47)

在本精储塔设计中，板间距取HT=0.5m板上液层高度取hb=0.067m

HT-hL=0.433m

史密斯关联图横坐标:

।

(PL_20.00756<800.632y

2.313I2.907J=0.05424(48)

查附表5,史密斯关联图C20=0.09

物系表面张力修正：

((JV'2(20075Y2

C=C'=0.09X-=0.090067703(49)

2\020jI20

-1.492m/s(50)

取空塔气速u2=0.65umax=0.65x1.492=0.9727m/s

塔径:

=1.745m(51)

圆整取D=L8m,则塔截面积为人丁=工。2=2.5446900871112(52)

T4

精储段实际空塔气速为：叫MTMO.goggdgGg7//6(53)

AT

4.3.2精微段有效高度

Z^二(N精T)XH尸(19-1)X0.5=9m(54)

4.3.3精微段溢流装置设计

溢流堰设计:

本精储塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。

单溢流：4=(06~0.8)。系数取0.732,则4=8732。=1.3176加

对于平直堰，堰上液层高度为:

2

一些EM_2,8427.214>3

xl.02x=0.021806794m(55)

%1000⑺-10()0J.3176,

溢流堰高度hw=0.045m

降液管宽度和横截面积:

A

k=0.732查附图1图得区=0.16-^f-=0.103

4,

=0.16x1.8=0.2868m(56)

=0.103x2.545=0.26125m2(57)

液体在降液管停留时间为:

A,H0.26125x0.5

T=17.28s>5s(58)

T'=~r0.007559

降液管底隙高度:

ho=hw-0.006=0.045-0.006=0.039〃？(59)

安定区与边缘区的选择：

①安定区：鼓泡区与溢流区之间的区域为安定区，此区域不安装浮阀，设置

这段安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管。其宽度WS可按下列范围选

取，即：当D<1.5m时，WS为60到75mm

当D〉1.5m时，WS为75到110mm

由于精微段塔径D=1.8m>1.5m,故取WS=75mm。

②边缘区：塔壁部分留出的一圈边缘区域，供支承塔板的边梁使用。宽度WC

视具体需要而定，小塔为30到50mm，大塔可达50到70mmo

由于精储段塔径D=1.8m>1.5m,故取WC=50mm。

本精微塔的塔径D=1.8m>1.5m，选择安定区Ws=0.075m

4.3.4鼓泡区阀孔数的确定及排列

浮阀选型：F1型浮阀

F

孔速：％==7.04根/s(60)

y/Pvi

阀数：N=---=275.2=275个(61)

乎2Mo

取边缘区宽度：Wc=0.05m

进出口安定区Ws=0.075m

R=匕_85m

x=--(F,+rJ=0.538

2ds

塔板鼓泡区面积:

4=2(XJ〃2一才2+jl^sin-1-)=1.699m2(62)

a180°R

塔板分块：

塔径D/mm800^1200140016001800^20002200^2400

塔板分块数3456

阀孔采用等腰三角型叉排

取同一横排间的t=O.O65m,排间距t=0.075m

按照N=282重新核算孔速和阀孔动能因数

u0=——----=6.907m/s(63)

三d?N

4

4)=11.74.(64)

，Vxd2

塔板开孔率：(p=-~~—2-=13.24%(65)

D2

塔盘图见附图1

4.3.5流体力学校核

一、塔板压降

气体通过每层塔板的压降：

hh+h+h

P=cla(66)

其中也为干板阻力，为板上充气液层阻力，%为液体表面张力造成的

阻力，可忽略。

1、干板阻力4

]

’73)1.825

u()c=—=5.85m/s<6.907m/s(67)

/v>

因此阀孔全开

22.907x6.9072

=5.34^^=5.34x=0.04895(68)

20g2x800.632x9.81

2、塔板上液层压力4

h,=£ohL=0.45*(0.045+0.022)=0.03"

hp=0.04895+0.03=0.07895机

△P=hpp,g=0.07895x9.81x800.6325=622.5Pa<640pa(69)

塔板压降校核成立

二、液泛校核

为防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度，即：

Hd<^HT+hJ(70)

其中Hd=hp+hL+hd,hd为液体通过降液管的压头损失。

h=0.2斤=0.00433m(71)

dM也；

贝UHd=0.150412493m

溢流液泛上限:

T+%)=0.6x(0.5+0.045)=0.327

Hd=0.150412493m<0.327m

故本设计中不会出现液泛

三、液沫夹带校核

综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量e、限制在10%以下,

校核方法常为：控制泛点百分率K的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负

荷之比的百分数。其经验值为大塔FK80%-82%

雾沫夹带率有两个公式可以计算:

+1.36L$ZL

---------xlOO%(72)

或艮=.......-xlOO%(73)

20.78KQ4

二者结果取最大值F<80%.

其中4=〃-2x陷=1.23m（74）,

苯-甲苯系统为正常系统K=1

板上液流面积：Ah=Ar-2Af（75）

K为物性系数，其值可查下表：

系统物性系数K

无泡沫，正常系统1.0

氟化物（如BF%氟利昂）0.9

中等发泡系统（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85

多泡沫系统（如胺或乙二胺吸收塔）0.73

严重发泡系统（如甲乙酮装置）0.60

形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）0.30

因为苯与甲苯为正常体系，故其K=1

查附表6：泛点负荷系数图可得g=0.136

计算得Fi=55.5%；F2=51.9%O两者均小于80%。

因此，液沫夹带量在允许范围内。

四、降液管内停留时间校核

液体在降液管内停留时间:

A,,xH.0.26x0.5

t='-------1=17.3s>5s(76)

40.0076

4.3.6精微段负载性能图及操作弹性

一、液沫夹带线

控制其泛点率Fi=8O%

VI—^+1.36LSZL

F.二V八---------------x100%(77)

332

其中，PL=800.632kg/m,pv=2.89kg/m,Z£=1.23叫C?=0.136,4=2.022»?o

整理得：K=3.655-27.71LS(78)

二、漏液线

对于Fl型重阀，以6=4向=5为气体最小负荷标准

则以=苧=(79),

\lPv

23

Vs=^dNuo=0.9697m/s(80)

三、液泛线

发生液泛的临界条件为:

(p(H[+%>=Hd=hp+hL+hd=hc+ht+ha+hL+hd(81)

2

其中…34界

,2.84JL3f\

h(,w=EhL

U^\T，砥=6153T，h=h+h

1000I—UA-7J-LHow

77V

%=£,几，%=；T-

-d2N

4

取%=0.327m

整理得：

2

匕2

2=28.926-6409.61AS-90.81^5(82)

四、液相上限线

以夕=5s作为液体在降液管中的停留时间下限

AfH[.0.2613x0.5八……，3,，、

(XL.»./)max=---5--=------5----=0.0261256m/s(83)

五、液相下限线

取堰上液层高度心,=0.006加作为液相负荷下限的条件，则：

2

0.006=———tn(4)=0.00109m3/5(84)

10001/Jls7m,n

六：操作负荷线

操作负荷线斜率：m=b=2,32682=307.802(85)

Ls0.00756

在L-V图上，操作负荷线为斜率为307.802过原点的直线。

精镭段负载性能图:

T一液相下限线

T一液相上限线

T-过量液沫夹带线

-•一漏液线

f-液泛线

T—操作负荷线

从上图中可得:

精储段气相负荷上限：匕MAX=3.35加/S,气相负荷下限：

匕9=0.9697加/5

所以精微段的操作弹性=占-=3.455