1、酒 泉 职 业 技 术 学 院毕业设计（论 文）2010 级 应用化工技术 专业题 目： 年产 8 吨乙醇板式精馏塔的设计 毕业时间： 2013 年 6 月 学生姓名： 敬 天 娥 学 号： 101652220 指导教师： 孙 晓 东 班 级： 2010 应化（4）班 二一二年六月二十日酒泉职业技术学院 2013 届各专业毕业论文（设计）成绩评定表姓名 敬天娥 班级 2010 应化（4）班 专业 应用化工技术指导教师第一次指导意见2011 年 3 月 1 日指导教师第二次指导意见2011 年 4 月 17 日指导教师第三次指导意见2011 年 5 月 25 日指导教师评语及评分成绩： 良好 签
2、字（盖章） 2011 年 6 月 15 日答辩小组评价意见及评分 成绩： 签字（盖章） 年 月 日教学系毕业实践环节指导小组意见 签字（盖章） 年 月 日学院毕业实践环节指导委员会审核意见签字（盖章） 年 月 日说明：1、以上各栏必须按要求逐项填写。2、此表附于毕业论文 (设计)封面之后。1年产 8 吨乙醇板式精馏塔的设计摘 要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是乙醇物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图。关键词：精馏，图解法
3、，负荷性能图，精馏塔设备结构 2一、国操作条件的确定设计方案的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。（一）国操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般
4、是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。（二）国进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。（三）加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸
5、汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa（表压） 。二、设确定设计方案的原则（一）设满足工艺和操作的要求确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，3使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。（二）设满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这
6、就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 （三）保证安全生产生产产品例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏
7、，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。（四）塔体计算1工设计方案的确定物本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。2消精馏塔的物料衡算（1）原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 molKgMA/1.784甲苯的摩尔质量 molKgMB/13.
8、92417.03.92/65.078/5.01.FX89D5.1./.1/3.W（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量molKgMF /28.63.9)47.0(.7841.0lD /9.71.28.1.9.W 4)5(35（3）物料衡算原料处理量 hkmolF/49.802.6总物料衡算 D苯物料衡算 W035.7.1.联立解得 hkmolW/26.483（五）塔板计算1塔板数的确定（1）性理论板数 的求取。TN相对挥发度的求取苯的沸点为 80.1，甲苯额沸点为 110.63当温度为 80.1时 06.279.1.80335.6lgAP 514794B解得 ，KaPA34.10 Ka6.
9、3当温度为 110.63时5376.29.063.1205.lgAP048794B解得 ，KaPA95.237 Ka.0则有68101 348.2.1095.2374.38202最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故 ，根据相平衡417.0FPx方程有 639.0417.).2(1)(1PPxy最小回流比为 5.417.0639.8min PDxyR回流比为最小回流比的 2 倍，即.5.12min精馏塔的气、液相负荷hKmolRDL/.29106.34.lV/52)1.3()1(qFL7.89.0.hKolV/6操作线方程精馏段操作线方程 238.076.14.3
10、98001.1 xxRxynDnn提馏段操作线方程 1 mwmmWqFLqFL6两操作线交点横坐标为 417.014.3)()1()( qRxxDFf理论板计算过程如下WfDxxyxyxyxxyxyxyxxy 035.06. 4.123. 1.05.068.32. 254.0457.036.6. 4.054.058.71. 67.083.09.9.86.04.093.97. 68.08.011312199887766544332211相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡相 平 衡总理论板数为 13（包括蒸馏釜）
11、 ，精馏段理论板数为 7，第 8 块板为进料板。（2）实际板数的求取取 全 塔 效 率 为 0.52， 则 有 146.352.0/7精N7106.952.0/提N2主精馏段的计算（1）操作压力的计算塔顶的操作压力 KPaPD3.1054.每层塔板的压降 7进料板压力 aF1.54.0315精馏段平均压力 KP。Pm2.0/).(（2）操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度 CtD49.80进料板温度 F72精馏段平均温度 Ctm6.87/)(（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可
12、知， ，987.01Dxy6.1xmolKgMVDm /29.783)(.987.0L 56进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知， ，97.0Fy417.0FxmolKgMVFm /36.829)6(186. L .4精馏段的平均摩尔质量为 olKgVm/3.802/)6.9.8(8molKgMLm/42.8/).65.79(（4）平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 3/9.2)15.7386.9(314.02mKgRTpmVV 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即： LBALma1塔顶液相平均密度的计算。由 ，查液体在不同温度下的密度表得：CtD4
13、9.803/5.81KgA 3/9.80mKgB9.0.LDm /4.1LDm进料板液相平均密度的计算。由 ，查液体在不同温度下的密度表得：CtF72.943/5.794KgA 3/5.791mKgB.0.2)4.01(.8.07a5.9623.741LFm 3/6.79gLDm精馏段的平均密度为： 3/0.82/)6813( KLm（5）液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：9niiLmx1塔顶液相平均表面张力的计算。由 ，查液体表面张力共线图得：CtD49.80NA/32.1mNB/52.1LDm 3)987.0(9870进料板液相平均表面张力的计算。由 ，查液体表面张力共
14、线图得：CtF72.94NA/20.19mNB/12.LFm 30)47.(47精馏段平均表面张力为： NLm /82./)3.20.1(（6）液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即： iiLmxlglg塔顶液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：CtD49.82sPaA301.smPaB315.0.lg.lg87.lgLDm sLD0.精馏段液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：CtF72.94sPaA261.0smPaB271.0.lg583.lg47.lgLFm sLF6.精馏段液相平均黏度为： smPaL 2.0/)6.301.(103精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1)
15、塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为： smVMmS /017.93.2605.833LS /4.1603由 ，式中 C 由 求取，其中 由筛板塔汽液负荷因VLCumax 2.02)(L20C子曲线图查取，图横坐标为 47.)93.28()36017.9()( 121 VLh取板间距 ，板上液层高度 ，则mHT4.0mhL.HT44查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 072C071.)28.(.)(07. LsmCuVL /3207.max 取安全系数为 0.7，则空塔气速为： su/81.030maxmVDS256147按标准塔径圆整后为 。4.1塔截面积为： 222593.14.78.05.AT
16、 smvuTS/6.93.111（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为： m2.5401-1-）（）（ 精精 THNZ提馏段有效高度为： 6.3-）（）（ 提提 T在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m，故精馏塔的有效高度为： m.980.258.0提精 Z4. 塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：mD4.1 堰长 wl取 mDlw924.01602 溢流堰高度 h由 ，选用平直堰，堰上液层高度 由下式计算，即：owLohowh32)(1084.2owlLEh近似取 E=1，则mhow 014.)924.6(1084.2
17、32取板上清液层高度 mL6故 howLw.43 弓形降液管宽度 和截面积 ：dWfA由 ，查弓形降液管参数图得：6.0Dlw072.Tf 124.0DWd则： ，1539.72. mAf md736.14.验算液体在降液管中停留时间，即：12sLHAhTf 53.16029.4.3360故降液管设计合理。4 降液管底隙的流速 ，则：smu/08. mlLhwh 039.8.924.03600 mw 6.74.0 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 。hw5（2）塔板布置 塔板的分块。因 ，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为 4mD80块。 边缘区宽度确定：取 ，Wss065
18、.c035. 开孔区面积计算。开孔区面积 计算为：aA)sin180(2122rxxra 其中 mDxsd 5.)6.4.07)(2Wrc 5.3.0故 21222 10.)65.0sin65.0183.6.51.(2 mAa 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔3直径 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为：md0 mdt1530筛孔数目 n 为： 个62015.15.22tAna13开孔率为： %1.0)5(907.)(907. 22tdAa气体通过筛孔的气速为： smVus /32.81005. 筛板的流体力学验算（1）塔板压降 干板阻力 计算。干板阻力由下
19、式计算：ch 2021CughLVc由 ，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得67.1350d 72.0故液 柱mhc 0216380.92. 气体通过液层的阻力 计算。气体通过液层的阻力 由下式计算，即lhLhL1smAVufTsa /712.0.539.1)/(270210 kgFVa 查充气系数关联图得 。61.故 。液 柱mhL 36.)4(.1 液体表面张力的阻力 计算。液体表面张力所产生的阻力 由下式计算，即：h h液 柱mgdL 021.5.81903.230 气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算：ph14液 柱mhhlcp 064.21.0367.21. 气体通过每层塔板的压降为：
20、KpaPgLp 7.8.5.984.0( 2 ) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。( 3 ) 液沫夹带液沫夹带按下式计算： 气液 气液Kg KghHueLTaLV/1.0 /078.6.5240.71182.075.27.5 2.3362.36 故在本设计中液沫夹带量 在允许的范围内。Ve( 4 ) 漏液对筛板塔，漏液点气速 按下式计算：min.0us hCAVVLs/2978.5 93.2/08)21.06.135.(440i.in.0 实际孔速 min.003uu稳定系数为 5.17.298.5/3i. K故在本设计中无明显漏液。(
21、5 ) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从下式所表示的关系，即：dH)(wTh苯甲苯物系属一般物系，取 ，则：5.0液 柱mhHwT 23.0)46.(.)( 而 dLpdh15板上不设进口堰， 按下式计算：dh液 柱mu056.64.153.0153.022液 柱Hd 164，故本设计中不会发生液泛现象。)(wTdhH6精馏段塔板负荷性能图( 1 ) 漏液线由 VLows hCAVu /)(13.056.4.00min.i.0 321842whowlLEh得： 32 32320min.00914.6.87 93.20816.94.0618.04.156.4 /8.3S sVLwh
22、ws LlEhACV 在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV表 1 漏液线计算结果0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs0.696 0.737 0.755 0.839Vs由上表数据即可作出漏液线 1( 2 ) 液沫夹带线以 为限，求 关系如下：气液 kg/1.0evsLV16由 1.0)2.85.0371(82.756 76.15.0)73.46.()(092.03184.2)(07.52.3/3/ 3/2/2/3/2.6 sv sfT ssowLf sowfTaLv LVehH LLhLue整理得 3/ssV在操作范围内，任取几个
23、 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV表 2 液沫夹带线计算结果0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs1.252 1.204 1.142 0.839Vs由上表数据即可作出液沫夹带线 2( 3 ) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 =0.006 作为最小液体负荷标准:owh06.73.0)924.036(184.2 /23/ ssow LhsmLs/07.3min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3( 4 ) 液相负荷上限线以 作为液体在降液管中停留时间的下限s4sTLHA故 smLs /01./.1.03min,据此可作出与气体流量
24、无关的垂直液相负荷上限线 4。( 5 ) 液泛线令 )(wTdhH17由 LdlcdLpd hhhHowLl联立解得 dcowwT hh)1()(忽略 ，将 与 ， 与 ， 与 的关系式代入上式，并整理得：howsLdhscsV3/22 ssscbVa式中 084.3.8927.0210819.1.20 LVCAg146)5(4.)( wThHb.)039.2.(15.153.0 220lcw 132.924.036)1.(1084.6)84. /3/3 wlEd将有关的数据代入整理，得 3/222 9.57.59.7sss LV在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s
25、LsV表 3 液泛线计算表0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs2.589 2.433 2.347 1.690Vs由上表即可作出液泛线 5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：1801230.0000 0.0050 0.0100 0.0150Ls（ 立 方 米 /秒 ）Vs（立方米/秒）漏 液 线液 沫 夹 带 线液 相 负 荷 下 限 线液 相 负 荷 上 限 线液 泛 线A图 1 精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：= 0.788 =
26、 1.017min,sVs/3max,sV故操作弹性为： / =1.29ax,sin,s所设计精馏段筛板的主要结果汇总于下表 表精馏段筛板塔设计计算结果19序号 项目 数值123456789101112131415161718192021平均温度 Ctm/平均压力 kPap气相流量 )/(3sVs液相流量 Ls塔的有效高度 mZ/实际塔板数塔径/m板间距溢流形式降液管形式堰长/m堰高/m板上液层高度 /m堰上液层高度 /m降液管底隙高度 /m安定区高度/m边缘区高度/m开孔区面积 / 2m筛孔直径/m筛孔数目孔中心距/m87.6110.21.1070.00295.2141.40.40单溢流弓形
27、0.840.0530.0650.0120.0250.070.041.2100.00562110.01520三、环提溜段的计算（一）精馏塔的提馏段工艺条件1操作温度的计算（1）依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：塔釜温度 Ctw89.10进料板温度 F72.4提馏段平均温度 Ctm8.102/).(（2）平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知， ，06.12y25.1xmolKgMVDm /793)5.(.78025. 2223242526272829303132开孔率/%空塔气数 /(m/s)筛孔气数 /
28、(m/s)稳定系数单板压降/kPa负荷上限负荷下限液沫夹带量 /(kg 液/kg 气)气相负荷上限/ sm/3气相负荷下限/操作弹性10.10.7298.321.570.7液泛控制漏液控制0.00780.01240.00321.2921molKgMLDm /68.9013.2)06.1(.7806. 由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为： lVm/5./)9( oKgL9482671（3）平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 3/.)15.2738.0(314.6mKgRTMpmVV 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即： LBALma1塔釜液相平均密
29、度的计算。由 ，查液体在不同温度下的密度表得：Ctw89.103/.780KgA 3/4.76mKgB4.69.21Lwm /.81Lwm进料板液相平均密度的计算。由 ，查液体在不同温度下的密度表得：CtF72.943/1.794KgA 3/5.791mKgB02)06.(.8025. a.791.41LFm 3/.791gLDm提馏段的平均密度为：223/9.802/)6.7913.84( mKgLm（4）液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即： niiLmx1塔釜液相平均表面张力的计算。由 ，查液体表面张力共线图得：Ctw89.10NA/56.17mNB/01.8LDm)25
30、.(02进料板液相平均表面张力的计算。由 ，查液体表面张力共线图得：CtF72.94NA/2.19mNB/38.20LFm)5.(05提馏段平均表面张力为： NLm/16.92/)3.0.18(（5）液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即： iiLmxlglg塔釜液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：Ctw89.10sPaA231.0smPaB24.0lg5.lg5.lgLDm saLW236.0提馏段液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得：CtF72.94sPaA261.0smPaB271.023271.0lg5.126.0lg5.lgLFm smPaLF26.0提馏段液相
31、平均黏度为： saLm ./).3.(2提馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为： smMVmS /9.03.6581360 3LS /62479. 3由 ，式中 C 由 求取，其中 由筛板塔汽液负荷因VLCumax .02)(L20C子曲线图查取，图横坐标为 1.)3.98()6091.5()( 221 VLh取板间距 ， ，板上液层高度 ，则mHT4.0mhL.HT44查筛板塔汽液负荷因子曲线图得 0722C0714.)6.19(.)(07. 2 LsmCuVL /.3.8074.max 取安全系数为 0.7，则空塔气速为： su/79.12maxmVDS6.8.
32、0435按标准塔径圆整后为 。4.124塔截面积为： 222538.14.78.05. mDAT svuTS/6.3.19（三） 泄塔板主要工艺尺寸的计算1.筛板的流体力学验算塔板负荷性能 （1）溢流装置计算因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：mD4.1 堰长 wl取 mDlw924.01602 溢流堰高度 h由 ，选用平直堰，堰上液层高度 由下式计算，即：owLohowh32)(1084.2owlLEh近似取 E=1，则mhow 0.)924.65(1084.232取板上清液层高度 mL7故 howLw 8.2（2）塔板压降3 干板阻力 计算。干板阻力由下式计算：
33、c 2021CughLVc由 ，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得67.1350d 72.0故 液 柱mhc 035.2.9.8. 4 气体通过液层的阻力 计算。气体通过液层的阻力 由下式计算，即lhLh25Lh1smAVufTsa /694.01.539.)/(26402110 kgFVa 查充气系数关联图得 。6.故 。液 柱mhL .248.15 液体表面张力的阻力 计算。液体表面张力所产生的阻力 由下式计算，即：h h液 柱gdL 019.5.819.0263气体通过每层塔板的液柱高度 按下式计算：ph液 柱mhlcp 083946.35.气体通过每层塔板的压降为： KpaPgLp 7.5
34、81.9028. （3）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（4）液沫夹带液沫夹带按下式计算： 气液 气液Kg KghHueLTaLV/1.0 /01.7.5240.69125.975.27.5 2.336.36 故在本设计中液沫夹带量 在允许的范围内。Ve（5）漏液对筛板塔，漏液点气速 按下式计算：min.0us hCAVVLs/04.6 3./9802)1.07.1356.(7240i.in.0 26实际孔速 min.00/12.usu稳定系数为 5.168.4./12i. K故在本设计中无明显漏液。（6）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内
35、液层高 应服从下式所表示的关系，即：dH)(wTdh苯甲苯物系属一般物系，取 ，则：5.0液 柱mhHwT 24.0)8.4()( 而 dLpdh板上不设进口堰， 按下式计算： 液 柱mud 0612153.0153.022液 柱H5978，故本设计中不会发生液泛现象。)(wTdhH2塔板负荷性能图（1）漏液线由 VLows hCAVu /)(13.056.4.00min.in.0 321842whowlLEh得：在操320914865 3.98021.3294.0618.204.13.056.72.4/3284.20.min.0SL sLVhwlLEhACsV 作范围内，任取几个 值，依上式
36、计算出 值，计算结果列于下表s sV27表 4 漏液线计算结果0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs0.603 0.638 0.653 0.724Vs由上表数据即可作出漏液线 1（2）液沫夹带线以 为限，求 关系如下：气液 kg/1.0evsLV由 1.0)76.12803(16.975. 76.120)73.48.(5)(.2092.036184)(752.3/3/ 3/2/2/3/2.6 sv sfT ssowLf sowfTaLv LVehH LLhu整理得 3/.ssV在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表s sV表 5 液沫夹带线
37、计算结果0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs1.204 1.10 1.045 0.801Vs由上表数据即可作出液沫夹带线 2（3）液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 =0.006 作为最小液体负荷标准。owh06.73.0)924.036(184.2 /23/ ssow LhmLs /07.3min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 328（4）液相负荷上限线以 作为液体在降液管中停留时间的下限s4sTLHA故 smLs /01./.1.03min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。（5）液泛线令 )(wTdhH由 LdlcdL
38、p howLlh联立解得 dcowwT hhH)1()(忽略 ，将 与 ， 与 ， 与 的关系式代入上式，并整理得：owsLdhscsV3/22 ssscbVa式中 036.9.8246.01.89.1.20 LVCAg1)5(40.)( wThHb.)3.92.(15.153.0 220lcw 167.924.036).1(084.60)(84.2 /3 wlEd将有关的数据代入整理，得 3/22.5sss LV在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于下表sLsV表 6 液泛线计算结果0.0006 0.0030 0.0045 0.014)/(3smLs1.941 1.813 1.737 1.588Vs
