乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設計

1、化工原理課程設計任務書一、設計題目乙醇 -水溶液連續(xù)板式精餾塔設計.二、任務要求1、設計一連續(xù)板式精餾塔一分離乙醇和水，具體工藝參數(shù)如下：(1)原料乙醇含量：質(zhì)量分率=29%(2)原料處理量：質(zhì)量流量=10.8t/h(3)摩爾分率Xd=0.82 。 Xw=0.022、工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝，泡點進料，泡點回流，R=（ 1.22） Rmin.三、設備形式篩板塔四、設計工作日每年 330 天,每天 24 小時連續(xù)運行六、主要內(nèi)容1. 確定全套精餾裝置地流程，匯出流程示意圖，標明所需地設備、管線及有關(guān)控制或觀測所需地主要儀表與裝置 .2. 精餾塔地工藝計算與結(jié)構(gòu)設計：（ 1） .物料衡算確

2、定理論板數(shù)和實際板數(shù)；（ 2） .計算塔徑并圓整；（ 3） .確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)；（ 4） .流體力學校核，并對特定板地結(jié)構(gòu)進行個別調(diào)整；（ 5） .全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2.3. 計算塔高 .4.估算冷卻水用量和冷凝器地換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積.5. 繪制塔板結(jié)構(gòu)圖 .6. 列出設計參數(shù)表 .第一章 設計概述1.1 塔設備在化工生產(chǎn)中地作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要地設備之一.它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱地目地 .可在塔設備中完成常見地單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等.此外，工業(yè)氣體地冷卻與回收、氣體地濕法凈制和干燥以及

3、兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱地增濕、減濕等.在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備地性能對于整個裝置地產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響地設計和研究受到化工煉油等行業(yè)地極大重視.塔設備1.2 塔設備地分類塔設備經(jīng)過長期地發(fā)展，形成了形式繁多地結(jié)構(gòu)，以滿足各方面地特殊需要，為研究和比較地方便，人們從不同地角度對塔設備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面地方式分為具有固定相界面地塔和流動過程中形成相界面地塔，長期以來，人們最長用地分類按塔地內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類.1.3 板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設

4、備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外地現(xiàn)狀，主要地塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔.泡罩塔泡罩塔是歷史悠久地板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用地設備中曾占有主要地地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點：（ 1） .操作彈性大（ 2） .無泄漏（ 3） .液氣比范圍大（ 4） .不易堵塞，能適應多種介質(zhì)泡罩塔地不足之處在于結(jié)構(gòu)復雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大.篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)地板式塔，20 世紀50 年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模地研究，形成了較完善地設計方法，與泡罩塔相比，具有以下地優(yōu)點：（ 1） .生產(chǎn)能力大（提高 20 40）（ 2） .塔板效率高（提高 10 15）（ 3） .壓

5、力降低（降低 30 50），而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少 40左右，安裝維修都比較容易 1.浮閥塔20 世紀50 年代起，浮閥塔板已大量地用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下地蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程.浮閥式之所以廣泛地應用，是由于它具有以下優(yōu)點：（ 1） .處理能力大（ 2） .操作彈性大（ 3） .塔板效率高（ 4） .壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落.浮閥地形式有很多，目前常用地浮閥形式有F1型和V-4型， F1型浮閥地結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好.F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種.V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲地文丘里型，以減小氣體通過塔板地壓強降，閥片除腿部相應加長外

6、，其余結(jié)構(gòu)尺寸與 F1 型輕閥無異， V-4 型閥適用于減壓系統(tǒng).第二章 設計方案地確定及流程說明2.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日300 天，每天開動設備24 小時計算，產(chǎn)品流量為10.8t/h ，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差地影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔.2.2 操作流程乙醇 水溶液經(jīng)預熱至泡點后，用泵送入精餾塔.塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽.塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽.精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備.熱量自塔釜輸入，物料

7、在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中地冷卻介質(zhì)將余熱帶走.乙醇 水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降地地回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底.在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)地傳遞過程.流程示意圖如下圖圖 1：精餾裝置流程示意圖第三章 塔地工藝計算3.1 查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)（ 1）水和乙醇地物理性質(zhì)表 3 1：水和乙醇地物理性質(zhì)表面相對分子密度沸 點比熱容黏度導熱系數(shù)張力名稱分子式質(zhì)量20101.33kPa(20 )(20 )(20 )kg / m 3Kg/(kg. )mPa.s/(m. )(20

8、)N/m水H 2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇 C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8（ 2）常壓下乙醇和水地氣液平衡數(shù)據(jù)，見表3 2表 3 2 乙醇 水系統(tǒng) t x y 數(shù)據(jù)沸點 t/乙醇摩爾數(shù) /%沸點 t/乙醇摩爾數(shù) /%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.7257

9、9.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質(zhì)量：46；水相對分子質(zhì)量：18進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品地摩爾分數(shù)xW0.02xF0.29 / 460.1380.2

10、9 / 46 0.71 /18xD0.82平均摩爾質(zhì)量M F =0.13846+ （ 1-0.138）18=21.86 kg/kmolM D = 0.8246+ (1-0.82)18=40.96kg/kmolM W =0.0246+（ 1-0.02）18=18.56kg/kmol3.2 全塔物料衡算總物料衡算D+W=F+S（1）易揮發(fā)組分物料衡算F x F = D x D + W W（ 2）恒摩爾流假設S=V=(R+1)D(3 ）通過xF 0.138xD 0.82由 RMIN 專用計算程序知 Rmin=1.082由工藝條件決定R=1.85Rmin=1.081.85=23F=10.810 /21

11、.86=494.1kmol/h聯(lián)立上式（ 1）、（ 2）、 (3) 得：S=203.4kmol/hW=629.7kmol/hD=67.8kmol/h3.3 塔板數(shù)地確定理論塔板數(shù)NT 地求取根據(jù)乙醇 水氣液平衡表1-6，作圖圖 2：乙醇 水氣液平衡圖由圖可知總理論板數(shù)為15，第十三塊板為進料板，精餾段理論板數(shù)為12，提留段理論板數(shù)為3（包括蒸餾釜）全塔效率地估算用奧康奈爾法( O ' conenell )對全塔效率進行估算：根據(jù)乙醇 水體系地相平衡數(shù)據(jù)可以查得：y1xD 0.82 x10.798 t d78.40 c(塔頂?shù)谝粔K板 )y130.485 x130.138 t f84.90

12、 c(加料板 )y150.107 x150.01 tw97.2 0 c (塔底 )由相平衡方程式y(tǒng)x可得y( x1)1 (x( y1)1)x因此可以求得：11.15;155.88;1611.86全塔地相對平均揮發(fā)度：（ 1） 精餾段：1 15（ 2） 提餾段：/15 16全塔地平均溫度：1.155.882.605.8811.868.35（ 1） 精餾段： t mtdt f81.7 0 c2/t wt f91.10 c（ 2） 提餾段： t m2在 81.7 0 c 時，根據(jù)上圖知對應地X=0.297 ，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下地黏度表）查得水0.348m Pa s ，由附錄十二（

13、液體黏度共線圖）查得乙醇0.40mPa s（圖中，乙醇地X=10.5 ， Y=13.8 ） .在 91.1 0 c 時，根據(jù)上圖知對應地X / =0.044 ，由化工原理課本附錄十一（水在不同溫度下地黏度表）查得水0.313mPa s ，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得乙醇0.37mPa s（圖中，乙醇地X=10.5 ， Y=13.8 ） .因為LxiLi所以，平均黏度：（ 1）精餾段：mPa sL0.2970.40(10.297)0.3480.363（ 2）提餾段：/mPa sL0.0440.37(10.044)0.3130.316用奧康奈爾法 ( O ' conenell )計算全

14、塔效率：ET0.49( L ) 0.245 1.1（ 1） 精餾段： ET 0.49 ( 2.60 0.363)（ 2） 提餾段： ET /0.49 (8.35 0.316)0.2450.2451.154.7%1.142.5%實際塔板數(shù)N PNTET實際塔板數(shù)（ 1） 精餾段：N P12/ 54.7%21.94 ，取整22 塊，考慮安全系數(shù)加一塊為23塊.（ 2） 提餾段：N P3 /42.5%7.06 ，取整 8塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9 塊.故進料板為第24 塊，實際總板數(shù)為31 塊 .第四章 精餾塔主題尺寸地計算4.1 精餾段與提餾段地汽液體積流量精餾段地汽液體積流量整理精餾段地已知數(shù)

15、據(jù)列于表3(見下頁 )，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(84.9+78.4)/2=81.7表 3 精餾段地已知數(shù)據(jù)位置進料板塔頂 (第一塊板 )摩爾分數(shù)摩爾質(zhì)量 / kg / kmolxf=0.138y1=xD=0.82yf=0.485x1=0.798Mlf=21.86MLf=40.34溫度 /在平均溫度下查得Mvf=31.58Mvl=40.9684.978.4H 2O971.1kg / m3,CH 3CH 2OH735kg / m3液相平均密度為：1xLm'1 xLm'LmC

16、H 3 CH 2OHH 2O其中，平均質(zhì)量分數(shù)x'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以， lm =814.2kg / m3精餾段地液相負荷L=RD=2× 67.8=135.6Kmol/hLn=LM/ lm=135.6× 31.1/814.2=5.18m3 / h由 PVnRTm RT PMm RTRTMV所以PMRT精餾段塔頂壓強P4101.3105.3KPa若取單板壓降為0.7, 則進料板壓強PFPD0.723121.4KPaPmP PF105.3121.4氣相平均壓強22113.35KPa31.5840.9636.27氣相平均摩爾質(zhì)量M vm2氣相平均密

17、度vmPM vm121.4 36.271.493RT8.314(81.7 273)汽相負荷 V= （ R+1)D=67.8×3=203.4VnVM vm203.436.274941.3m3 / svm1.493精餾段地負荷列于表4.表 4 精餾段地汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量 / kg / kmol36.2731.1平均密度 / kg / m31.493814.2體積流量 / m3 / h4941.3(1.373 m3 / s )5.18(0.00144 m3 / s )提餾段地汽液體積流量整理提餾段地已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同地計算方法可以得到提餾段地負荷，結(jié)果列于表

18、 6.表 5 提餾段地已知數(shù)據(jù)位置塔釜進料板質(zhì)量分數(shù)xw'=0.025xf'=0.29yw'=0.234yf'=0.706摩爾分數(shù)Xw=0.01Xf=0.138Yw=0.107Yf=0.485摩爾質(zhì)量Mlv =18.28MLf=21.86/ kg / kmolMlv=21.0Mvf=31.58溫度 /97.284.9表 6 提餾段地汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量 / kg / kmol20.0726.29平均密度 / kg / m3918.51.079體積流量 / m3 / h13.76(0.00382 m3 / s )4955.9(1.377 m3 / s

19、 )4.2 塔徑地計算由于精餾段和提餾段地上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚厮较嗟?有以上地計算結(jié)果可以知道：汽塔地平均蒸汽流量：VsjVST1.3731.3773/ sVs1.375m22汽塔地平均液相流量：L sjLST0.001440.003823/ sLs=0.00263m22汽塔地汽相平均密度：vvjvi1.4931.0791.286Kg / m322汽塔地液相平均密度：Lljlj814.2918.5866.35Kg / m322塔徑可以由下面地公式給出：4VSDu由于適宜地空塔氣速u(0.6 0.8)umax ，因此，需先計算出最大允許氣速umax .LVumaxCV取

20、塔板間距 H T0.4m ，板上液層高度h160mm0.06m ，那么分離空間：H Th10.40.060.34m功能參數(shù)：L SLVSV從史密斯關(guān)聯(lián)圖0.00263866.351.3751.2860.0496查得： C20=0.074 ，由于 C C20 () 0.2 ，需先求平均表面張力：201 乙醇2 水塔頂 :1 18.3mN / m2 62.0mN / mmD0.798 18.3 (10.798) 62.041.08mN / m進料板： 1 =17.7mN/m2 =61.0mN/mmF0.138 17.7 (10.138) 61.055.02mN / m塔底：1 =17.0mN/m2

21、 =59.0mN/mmW0.01 17.0 (10.01) 59.058.58mN / m'精餾段液相平均表面張力m27.1355.02241.08mN / m提餾段液相平均表面張力"55.0258.5856.80m N / mm2全塔液相平均表面張力27.1355.0258.58346.91mN / m46.91)0.2=0.0878C=0.074 ( ×20umaxCLV=0.0878 ×866.35 1.2862.277m / s1.286Vu=0.72.277=1×.594m/sD4VS=41.375=1.05mu 3.14 1.594根

22、據(jù)塔徑系列尺寸圓整為D=1000mm此時，精餾段地上升蒸汽速度為：Uj=4VSJ41.3771.754D 212提餾段地上升蒸汽速度為：Ui=4VST41.3751.752D 212安全系數(shù)：U J=1.754=0.770U max2.277U T=1.752=0.769U max2.277U T和 U T均在 0.6-0.8 之間，符合要求 .U maxU max4.3 塔高地計算塔地高度可以由下式計算：Z HP (N 2 S)HT SHT HFHWH P -塔頂空間（不包括頭蓋部分）H T -板間距N- 實際板數(shù)S-人孔數(shù)H F -進料板出板間距H w -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際

23、塔板數(shù)為 N=31 塊，板間距H T0.4m由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔地數(shù)目S為：S3112.873 個8取人孔兩板之間地間距H TmH P 1.2m，塔底空間H W2.5m，進料板0.6，則塔頂空間空間高度 H F0.8m ，那么，全塔高度：Z1.2(3123)0.430.60.82.516.7m4.4. 塔板結(jié)構(gòu)尺寸地確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板.取無效邊緣區(qū)寬度WC40mm ，破沫區(qū)寬度 WS70mm，查得 堰長Lw650mm弓形溢流管寬度mmWd120弓形降液管面積 A f0.0534m2A f6.8%降液管面積與塔截面積之

24、比AT堰長與塔徑之比L W0.650D降液管地體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)地停留時間A f H T0.0534 0.45s 符合要求LST14.83s0.00144液體在精餾段降液管內(nèi)地停留時間A f H T0.0534 0.4符合要求LST5.59S 5S0.003824.5 弓形降液管采用平直堰，堰高hwh1howhL - 板上液層深度，一般不宜超過60-70mmhow -堰上液流高度堰上地液流高度可根據(jù)Francis 公式計算2L show = 0.00284E() 3E-液體地收縮系數(shù)L S -液相地體積流量L w -堰長精餾段how

25、= 0.00284E( 5.18) 320.0113E0.65由 L W0.65L s5.1815.21D( Lw )2 .50.652 ,5查手冊知E=1.04則how =0.00113 ×1.04=0.0118mL w =0.06-0.0118=0.0482m降液管底部離塔板距離h0 ,考慮液封，取h0 比 hw 小 15mm即 h0 =0.0482-0.015=0.0332同理，對提餾段how = 0.00284 E(13.76)320.0218E0.65由 L W0.65L s13.7640.4D( Lw )2 .50.652 .5查手冊得E=1.074how =0.0218

26、 ×1.074=0.0234mhw =0.06-0.0234=0.366mh0 =0.0366-0.015=0.016m4.6.開孔區(qū)面積計算已知 Wd =0.12m進取無效邊緣區(qū)寬度Wc =0.05m破沫區(qū)寬度 Ws =0.075m閥孔總面積可由下式計算A a2 xr 2x20 r 2 arcsin( x )180rx= D - (WsWd )1( 0.0750.15) 0.275m22DWc0.50.050.45mr=2所以 A a20.2750.4520.27520.452 arcsin ( 0.275) 0.462m218000.454.7 篩板地篩孔和開孔率因乙醇 -水組分

27、無腐蝕性，可選用3mm 碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=3 5=15mm篩孔數(shù)目 n1158000 Aa(1158000 ) 0.462 2377.762378t 2152開孔率0.9070.90710.07% （在 5-15% 范圍內(nèi)）(t / d )232氣體通過篩孔地氣速為u0VsAa則 精餾段 u0J1.37329.51m / s0.4620.1007提餾段 uoT1.37729.60m / s0.4620.1007第五章 塔板地流體力學驗算5.1 氣體通過塔板地壓力降hp m 液柱氣體通過塔板地壓力降 (單板壓降 ) hp hc h1hhp 氣體通

28、過每層塔板壓降相當?shù)匾褐叨龋琺 液柱hc 氣體通過篩板地干板壓降，m 液柱h l 氣體通過板上液層地阻力，m 液柱h 克服液體表面張力地阻力，m 液柱5.1.1 干板阻力 hc干板壓降 hc hc = 0.051( u0 )2vC0Lu0 篩孔氣速， m/sC0 孔流系數(shù)v L 分別為氣液相密度， Kg/m3根據(jù) d2/=5/3=1.67查干篩孔地流量系數(shù)圖 C0 =0.78精餾段 hc0.051( 29.51)2 ( 1.493 )0.134m 液柱0.78814.2提餾段h c'0.051(29.60)2 (1.079)0.0863m 液柱0.78918.5板上充氣液層阻力h1板

29、上液層阻力hl 用下面地公式計算：hl0hL0 (hwhow )hL 板上清液層高度，m0 反映板上液層充氣程度地因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積A f =0.0534m3, 塔橫截面積 A T =D 23.14 120.785m 244精餾段 ua'VS'Af1.3731.877AT0.785 0.0534動能因子 Fauav 1.877 1.493 2.293查充氣系數(shù)0與 Fa 地關(guān)聯(lián)圖可得0 =0.55則 hl= 0 hL=0.55 ×0.06=0.033m提餾段 ua"VS"1.3771.882ATAf0.785 0.0543動能因子

30、Fa= uav 1.882 1.079 1.955查充氣系數(shù)0 與 Fa 地關(guān)聯(lián)圖可得0 =0.58則 hl'0 hl=0.580.06=0.0348×由表面張力引起地阻力h液體表面張力地阻力h4L gd 0精餾段 h441.0810 30.00411814.29.810.005h'456.8010 30.00504m提餾段918.59.810.005綜上，故 精餾段hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m 液柱壓降pgh =814.2 ×9.81 ×0.170=1.4KPa提餾段 hp'gh=918.2 ×9.

31、81 ×0.126=1.1KPa5.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計地塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差地影響5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）板上液體被上升氣體帶入上一層塔板地現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常地操作效果，ev0.1 Kg 液 /Kg 氣5. 710 6ua3. 2公式evLHThf5.710 61.8773.2精餾段ev0.0879/Kg0.1/Kg41.0810 30.402.5KgKg0.065.710 61.8823.2提餾段ev0.0641/Kg0.1 /Kg56.8010 30.42.5KgKg0.06故在本設計中液沫夾帶常量ev 在允許范圍內(nèi)，不會發(fā)

32、生過量液沫夾帶.5.4 漏液漏液驗算uow4.4C0(0.0056 0.13hLh )L /VK=u0 >1.5-2.0uowu0 篩孔氣速uow 漏液點氣速精餾段uow4.4C00.00560.13hLhL /V4.4 0.772 0.00560.130.060.00411 814.2 / 1.4937.73m / s實際孔速 u029.51m/ su0 w穩(wěn)定系數(shù)為 K29.513.821.57.73提餾段uo ,min4.4C00.00560.13hL hL /V4.40.7720.00560.130.060.00504 918.5/ 1.0799.16m/ s穩(wěn)定系數(shù)為 K29.

33、603.231.59.16故在本設計中無明顯漏液.5.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd 應服從地關(guān)系H dH Thw乙醇 -水組分為不易發(fā)泡體系故取精餾段H Thw0.6 0.40 0.0482 0.269m又 H dhphL hd板上不設進口堰hd=0.153 （ u0')2=0.1530.×06672=0.00068m 液柱Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m 液柱H d( H Thw ) =0.269提餾段H Thw0.6 0.40 0.0366 0.262mhd=0.153 （ u0')2=0.153（×0.272）

34、 2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m 液柱H d( H T hw ) =0.262.故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象第六章 塔板負荷性能圖6.1 精餾段塔板負荷性能圖漏液線u0.min7.73Vs. mind02 nu0 min =0.785 ×0.0052 ×2378 ×7.73=0.361m3/s4據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)地水平漏液線1液沫夾帶線以 ev=0.1kg 液 /kg 氣為限，求 Vs-Ls 關(guān)系如下：10 63. 2ev5.7uaLH ThfuVSVSVSATAf1.7850.05340.732hf=2.5hL=2

35、.5 （ hw+how ）， hw=0.0482how=2.84/10001.04××(3600LS/0.792)2/3=0.928LS2/3則 hf=0.121+2.32 LS2/3 HT-hf=0.4-0.121+2.32LS2/3=0.279-2.32 LS2/33.25.710 6VS0.1ev103241.080.732(0.2792.32LS 3 )解得 VS=1.595-13.27LS2/3Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.3851.2611.1581.065可作出液沫夾帶線2液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高

36、度how=0.006m 作最小液體負荷標準，由2how = 0.00284E(3600Ls ) 30.86 ELwE=1.04, 則 L s, min (0.006) 230.650.000523m3 / s0.002841.043600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)地垂直液相負荷下限3.液相負荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時間地下限Af H T5, LS, minAf H T0.0534 0.43/ sLS50.00427m5據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)地垂直液相負荷上線4.液泛線令 H d( H Thw ) ， H d hphLhd ， hphchLhh1hL ， hLhwhow聯(lián)立得H T1 hw(1)howhchdh整理得：a,VS2b,c, Ls2d , L2S/ 3a,0.051v)0.0511.4930.071( A0c0 )2 (/40.005223780.78)2()L(814.2b,H T(1)hw0.60.4 (0.6 0.551)0.0482 0.194c,0.1530.153328.5(l wh0 ) 2(0.650.0332) 2d,2.84103E(1