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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计报告苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计学院专业班级学号姓名合作者指导教师化工原理设计任务书一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计二、设计任务1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。 （设计任务量为3.5吨/小时）三、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa；5.单板压降不大于0.7kPa；6. 设备型式：自选7厂址 天津地区四、设
2、计内容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确定；3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板的主要工艺尺寸计算；6.塔板的流体力学计算；7.塔板负荷性能图；8.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论五、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯
3、817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 氯苯 式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）5.其他物性数据可查化工原理附录。目录一、 设计方案的确定及流程说明1. 操作压力
4、蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。2. 进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。3. 加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力
5、较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。4. 冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。本实验用循环水。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却
6、方式。本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。二、 精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11Kg/Kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56Kg/KmolxF= 0.6278.110.6278.11+0.38112.56=0.702 xD= 0
7、.9878.110.9878.11+0.02112.56=0.985 xw= 0.00278.110.00278.11+0.56=0.002892. 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量MF=0.702*78.11+(1-0.702)*112.56=88.38Kg/KmolMD=0.985*78.11+(1-0.985)*112.56=78.63Kg/KmolMW=0.00289*78.11+(1-0.00289)*112.56=112.46Kg/Kmol3. 物料衡算塔底产品量 W=3500/112.46=31.12Kmol/h总物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F*0.702=0.985D+0.
8、00289W联立解得 F=107.98Kmol/hD=76.86 Kmol/h物料衡算结果如表1所示：表1 物料衡算结果流量组成（苯）质量流量Kg/h摩尔流量Kmol/h质量分率摩尔分率进料9543.3107.980.620.702塔顶6043.576.860.980.985塔底350031.120.0020.00289三、 塔板数的确定1. 理论板层数NT的求取苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板数。由已知苯-氯苯物系的饱和蒸汽压数据计算苯-氯苯的气液相平衡数据，绘出x-y图。表2 常压下苯-氯苯的气液相平衡数据温度,PA0 ,mmHgPB0 ,mmHgPA0 ,atmPB0 ,atmx
9、y= PA0/ PB0807601481.0000.1951.0001.0005.1359010252051.3490.2700.6770.9135.00010013502931.7760.3860.4420.7854.60811017604002.3160.5260.2650.6134.40012022505432.9610.7140.1270.3764.14413028407193.7370.9460.0190.0723.950131.829007603.8161.0000.0000.0003.816计算过程举例： t=100 x=(P- PB0)/( PA0- PB0)=(760-293
10、)/(1350-293)=0.442 y= PA0x/P=1350*0.442/760=0.785 = PA0/ PB0=1350/293=4.608求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自点e(0.702,0.702)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：yq=0.914 xq=0.702故最小回流比为： Rmin=( xD- yq)/( yq- xq)=(0.985-0.914)/(0.914-0.702)=0.335取操作回流比为： R=2 Rmin=2*0.335=0.67求精馏塔的气液负荷L= RD =0.67*76.86=51.5
11、0Kmol/hV=（R+1）D=（1+0.67）*76.86=128.4 Kmol/hL= L+F =51.50+107.98=159.48 Kmol/hV= V =128.4Kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为:y=(L/V)x+(D/V)xD=（51.50/128.4）x+（76.86/128.4）*0.985=0.401x+0.590提馏段操作线方程为：y=(L/V)x-(W/V)xW=(159.48 /128.4)x-(31.12/128.4)*0.00289=1.242x-0.0007图解法求理论板数采用图解法求理论板数，如图1-1所示。求解结果为总理论板层数 NT= 10 (
12、包括再沸器)进料板位置 NF=42. 实际板层数的求取 板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质和流体的力学性质有关，反映了实际塔板上传质过程进行的程度。(1) 温度利用表2数据，由拉格朗日插值法可得：塔顶温度80-901-0.677=tD-800.986-1 ,tD=80.5进料温度80-901-0.677=tF-800.702-1 ,tF=89.19塔底温度130-131.80.019-0=tW-1300.00289-0.019 ,tW=131.5精馏段平均温度t1=（tD+ tF）/2=(89.19+80.5)/2=84.84提馏段平均温度t1=（tW+ tF）/2=(89.19+13
13、1.5)/2=110.34(2) 混合物的粘度计算表3 不同温度下苯-氯苯的粘度温度，6080100120140苯，mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯，mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度100-800.255-0.308=80.5-80A-0.308 , A=0.307mPas100-800.363-0.428=80.5-80B-0.428 , B=0.426mPas由 lgLDm=0.986*lg0.307+(1-0.986)*lg0.426解得 LDm=0.308mPas进料板液相平均粘
14、度100-800.255-0.308=89.19-80A-0.308 , A=0.284mPas100-800.363-0.428=89.19-80B-0.428 , B=0.398mPas由 lgLFm=0.702*lg0.284+(1-0.702)*lg0.398解得 LFm=0.314mPas塔底液相平均粘度140-1200.184-0.215=131.5-120A-0.215 , A=0.196mPas140-1200.274-0.313=131.5-120B-0.313 , B=0.290mPas由 lgLWm=0.00286*lg0.196+(1-0.00286)*lg0.290解
15、得 LFm=0.290mPas精馏段液相平均粘度Lm=（0.308+0.314）/2=0.311 mPas提馏段液相平均粘度Lm=（0.314+290）/2=0.302 mPas(3) 实际塔板数板效率可用ET=0.49(L)-0.245表示精馏段的相对挥发度和实际塔板数90-805.0-5.135=84.84-801-5.135 ， 1=5.070则精馏段的塔板效率为 ET1=0.49(5.07*0.311)-0.245=0.438则精馏段实际需要塔板数为 NP1=4/0.438=9.1210提馏段的相对挥发度和实际塔板数120-1104.144-4.4=110.34-1102-4.4 ，1
16、=4.39则提馏段的塔板效率为 ET1=0.49(4.39*0.302)-0.245=0.457则提馏段实际需要塔板数为 NP2=（10-4-1）/0.457=10.9411总塔板数和全塔效率总塔板数 NP=NP1+NP2=10+11=21全塔效率 ET=NT/NP=(10-1)/21=42.86%加料板位置在第11快板四、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1. 操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压降 P=0.7Kpa进料板压力 PF=105.3+0.7*10=112.3Kpa塔底操作压力 PW=105.3+21*0.7=120.0精馏段平均操作压力
17、Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa提馏段平均操作压力 Pm2=(105.3+120.0)/2=116.15Kpa2. 密度表4 不同温度下苯-氯苯温度温度，6080100120140苯kg/m3836.6815792.5768.9744.1氯苯，kg/m3106410421019996.4972.9已知液相密度1/L=xA/A+ xB/B ,气相密度V=T0PM/22.4TP0精馏段液相平均组成x1 90-800.677-1=84.84-80x1-1 , x1=0.835气相平均组成y1 90-800.913-1=84.84-80y1-1 , y1=0.965所以 ML1
18、=78.11*0.835+112.56*(1-0.835)=83.79Kg/kmolMV1=78.11*0.965+112.56*(1-0.965)=79.32Kg/kmol 100-80792.5-815=84.84-80A1-815 , A1=809.6Kg/m3 100-1042=84.84-80B1-1042 , B1=1036.5kg/m3因此1L1=(0.835*78.11)/(78.11*0.835+112.56*0.165)809.6+1-0.5解得 L1=847.45Kg/m3V1=273.15*79.32*108.822.4*273.15+84.84*101.3=2.90k
19、g/m3提馏段液相平均组成x2=0.265 (t=110,见表2)气相平均组成y2=0.613 (t=110,见表2)所以 ML2=78.11*0.265+112.56*(1-0.265)=103.43Kg/Kmol MV2=78.11*0.613+112.56*(1-0.613)=91.44Kg/Kmol 120-.9-792.5=110-100A2-792.5 , A2= 780.9Kg/m3 120-.4-1019=110-100A2-1019 , B2= 1007.8Kg/m3因此1L2=(0.265*78.11)/(78.11*0.265+112.56*0.735)780.9+1-0
20、.8解得 L2=952.42Kg/m3 V2=273.15*91.44*116.1522.4*273.15+110*101.3=3.34 Kg/m33. 混合液体表面张力表5 不同温度下苯-氯苯表面张力温度，6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32液体平均表面张力公式 Lm=xii表示（1） 表面张力计算 塔顶液相表面张力计算100-8018.85-21.27=80.5-80A-21.27 , A=21.21mN/m100-8021.57-23.75=80.5-80B-23.75 ,
21、 B=23.69mN/mLDm=0.986*21.21+(1-0.986)*23.69=21.24mN/m 进料板液相表面张力的计算100-8018.85-21.27=89.2-80A-21.27 , A=20.16mN/m100-8021.57-23.75=89.2-80B-23.75 , B=22.75mN/mLFm=0.702*20.16+(1-0.702)*22.75=20.93mN/m 塔底液相表面张力计算140-12014.17-16.49=131.5-120A-16.49 , A=15.16mN/m140-12017.32-19.42=131.5-120B-19.42 , B=1
22、8.21mN/mLWm=0.00289*15.16+(1-0.0.00289)*18.21=18.20mN/m 精馏段液相平均表面张力Lm=（21.24+20.93）/2=21.08 mN/m提馏段液相平均张力Lm=（18.20+20.93）/2=19.56 mN/m（2） 气液相质量体积流量精馏段液相质量流量 L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s气相体积流量 V1=79.32*128.4=10184.69kg/h=2.8291kg/s液相体积流量 LS1=L1/L1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s气相体积流量 VS1=V1/V1
23、=2.8291/2.90=0.9756 m3/s提馏段液相质量流量 L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s气相体积流量 V2=91.44*128.4=11740.90kg/h=3.2614kg/s液相体积流量 LS2=L2/L2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s气相体积流量 VS2=V2/V2=3.2614/3.34=0.9764 m3/s五、 塔径和塔高的初步计算1. 塔径的计算 精馏段其中， U=（0.6-0.8）Umax Umax=Cl-VV取板间距 HT=0.45m hL=0.06m, HT hL=0.39m横坐标： L
24、s1Vs1*(l1v1)0.5=1.414*10-30.9756*(847.452.90)0.5=0.02478查史密斯关联表可得 C20=0.085表6 史密斯关联表C=C20(L/20)0.2=0.085*(21.08/20)0.2=0.08590umax=Cl-VV =0.08590* 847.45-2.902.90 =1.466m/su=0.7 umax=0.7*1.466=1.026m/sD=4Vs3.14u =4*0.97563.14*1.026 =1.10m按标准塔径圆整后取D=1.20m塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2实际空塔气速u=Vs/AT=0.9756/1
25、.13=0.863m/s 提馏段取板间距HT=0.45m, hL=0.06m, HT - hL=0.39m横坐标： Ls2Vs2*(l2v2)0.5=4.811*10-30.9764*(952.423.34)0.5=0.0832查史密斯关联表可得 C20=0.080C=C20(L/20)0.2=0.080*(19.56/20)0.2=0.07964umax=Cl-VV =0.07964* 952.42-3.343.34 =1.342m/su=0.7 umax=0.7*1.342=0.9397m/sD=4Vs3.14u =4*0.97643.14*0.9397 =1.15m按标准塔径圆整后取D=
26、1.20m塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2实际空塔气速u=Vs/AT=0.9764/1.13=0.864m/s2. 有效塔高的的计算精馏段有效高度为 Z1=(NP1-1)HT=(10-1)*0.45=4.05m提馏段有效高度为 Z2=(NP2-1)HT=(11-1)*0.45=4.5m在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m所以精馏塔的有效高度为Z总= Z1+ Z2+0.6=9.15m六、 溢流装置的计算因为塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘1. 堰长LW取LW=（0.6-0.8）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m2. 堰高hw采用平直堰，堰上液层高度
27、how=0.00284E(Lh/LW)2/3,近似取E=1 精馏段how1=0.00284*1*(0.*3600/0.84)2/3=0.hw1=hL- how1=0.06-0.00944=0.0506m 提馏段how2=0.00284*1*(0.*3600/0.84)2/3=0.0214hw2=hL- how2=0.06-0.0214=0.0386m3. 降液管弓形降液管的宽度和截面积由LW/D=0.7,查图5-71得：Af/AT=0.083 Wd/D=0.151 故 Af=0.083 AT=0.083*1.131=0.0939m2 Wd=0.151D=0.151*1.2=0.1812m验算降
28、液管内停留时间精馏段: =3600Af*HTLh1=3600*0.0939*0.450.*3600=29.90s5s提馏段： =3600Af*HTLh2=3600*0.0939*0.450.*3600=8.79s5s停留时间大于5s，所以降液管设计合理 降液管底隙高度h0精馏段：取降液管底隙的流速u0=0.08m/sh0=Lh3600Lw*u0=0.*0.84*0.08=0.02104mhw-h0=0.0506-0.02104=0.0296m0.006m 故合理则hw= hw=0.0506m提馏段：取降液管底隙的流速u0=0.25m/sh0=Lh3600Lw*u0=0.*0.84*0.25=0
29、.02291mhw-h0=0.0386-0.02291=0.0296m0.006m 故合理则hw= hw=0.0386m七、 塔板设计1. 塔板布置精馏段塔板分布因为塔径D=1200mm800mm,故塔板采用分块式，查表5-31得塔板分为3块。边缘区宽度确定WS=WS=0.065m, WC=0.035m开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即Aa=2(xr2-x2+3.14180*r2sin-1xr)其中x=D/2-(Wd+WS)=0.6-(0.1812+0.065)=0.354mr=D/2-WC=0.6-0.035=0.565m故 Aa=2*(0.354*0.5652-0.3542+3.1
30、4180*0.5652sin-10.3540.565)=0.744m2 筛孔计算及其排列本系所处理的物系有腐蚀性，可选=2.5mm的不锈钢，取筛孔直径d0=6mm,筛板按正三角形排列，取孔中心距t： t=2.5 d0=2.5*6=15mm筛孔数目n： n=1.155Aa/t2=1.155*0.744/0.0152=3819 个开孔率： =A0/ Aa=0.907/(t/d0)2=0.1451气体通过筛孔的气速为 u0=Vs/ A0=0.9756/(0.1451*0.744)=9.04m/s提馏段：将提馏段的WS,Ws,WC以及和精馏段的取相同值，t/d=2.5,则：开孔数，开孔率，筛孔气速几乎
31、相同。故省略此处计算过程。八、 流体力学性能校核1. 塔板压降精馏段干板阻力hC的计算干板阻力hC由下式计算，即hC=0.051(u0C0)2(vl)由 d0/=6/2.5=2.4, 查图5-101得，c0=0.75故 hC=0.051(9.040.75)2(2.90847.45)=0.025mmHg气体通过液层阻力hl的计算气体通过液层阻力hl由下式计算，即 hl = hL ua=VS/(AT - Af)= 0.9756/（1.131-0.0939）=0.941m/s Fa= uav=0.941*2.90=1.602 kg1/2/(s*m1/2)查图5-111，得=0.59故 hl = hL
32、=(hW+hOW)=0.59*(0.0506+0.00944)=0.0354mmHg液体表面张力所造成的阻力h液体表面张力所造成的阻力h可由下式计算，即： h=4Lgd0=4*21.08*10-3847.45*9.81*0.006=0.00169mmHg气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 hP=hC+hl+ h=0.025+0.0354+0.00169=0.06209mmHg气体通过每层塔板的压降为 PP=hPLg=0.0621*847.45*9.81=516.1Pa0.7Kpa(设计允许值)提馏段干板阻力hC的计算 hC=0.051(9.040.75)2(3.34952.42)=
33、0.0260mmHg气体通过液层阻力hl的计算气体通过液层阻力hl由下式计算，即 hl = hL ua=VS/(AT - Af)= 0.9764/（1.131-0.0939）=0.941m/s Fa= uav=0.941*3.34=1.721 kg1/2/(s*m1/2)查图5-111，得=0.58故 hl = hL=(hW+hOW)=0.58*(0.0386+0.00944)=0.0279mmHg液体表面张力所造成的阻力h液体表面张力所造成的阻力h可由下式计算，即： h=4Lgd0=4*19.56*10-3952.42*9.81*0.006=0.00140mmHg气体通过每层塔板的液柱高度h
34、p可按下式计算，即 hP=hC+hl+ h=0.026+0.0279+0.00140=0.0553mmHg气体通过每层塔板的压降为 PP=hPLg=0.0553*952.42*9.81=516.3Pa0.7Kpa(设计允许值)2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例中塔径和液面流量均不大，估可忽略液面落差的影响。3. 液沫夹带 精馏段液沫夹带量由下式计算，即：eV=5.7*10-6L(uaHT-2.5hL)3.2=5.7*10-321.08(0.9410.45-2.5*0.06)3.2=0.010kg液/kg气0.10kg液/kg气 精馏段eV=5.7*10-6L(uaHT-2.5hL)
35、3.2=5.7*10-319.56(0.9410.45-2.5*0.06)3.2=0.011kg液/kg气0.10kg液/kg气4. 漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可按下式计算，即u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hl/V 精馏段u0,min=4.4*0.750.0056+0.13*0.06-0.00169*847.45/2.90 =6.10实际空速u0=9.04m/s6.10m/s稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本设计中无明显漏液 精馏段u0,min=4.4*0.750.0056+0.13*0.06-0.00140*952.42/3
36、.34 =6.10实际空速u0=9.04m/s6.10m/s稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本设计中无明显漏液1. 液泛 精馏段为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即 Hd(HT+hW)苯-氯苯物系属一般物系，取=0.5，则 (HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.06209+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本设计中不会发生液泛现象 精馏段 (H
37、T+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.0622+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本设计中不会发生液泛现象九、 塔板负荷性能图1. 馏段(1) 漏液线由 u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hl/V u0,min=Vs,min/A0 hL=hw+how how=2.E(LhlW)2/3得 Vs,min=4.4C0A00.0056+0.13hW+2.E(LhlW)2/3-hl/V =4.4*0.75*0.108*0.0056+0.130.0506+2.
38、*1*(3600Ls0.84)2/3-0.00169l/V=6.090.0105+0.0974LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表7表7LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 0.6443 0.6609 0.6816 0.7016由上表数据即可作出漏液线1。(2) 液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系如下：由 eV=5.7*10-6L(uaHT-hf)3.2ua=VSAT-Af=VS1.131-0.0939=0.964VShf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0506how=2.
39、*1*(3600LS0.84)2/3=0.75LS2/3故 hf=0.126+1.875LS2/3 HT - hf=0.324-1.875LS2/3 eV=5.7*10-321.08(0.964VS0.324-1.875LS2/3)3.2=0.1整理得 VS=2.16-12.47LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，以上式计算出Vs值，计算结果列于表8表8LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 2.0713 1.9966 1.9006 1.8052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how=0.006m作为
40、液体最小负荷标准。由下式得 how=2.E(3600LS0.84)2/3=0.006取E=1，则 LS,min=7.2*10-4m3/s据此可作出与气体流量无关的液相负荷下限线(4) 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管内停留时间的下限，由下式得 =AfHTLS=4故 LS,max=AfHT4=0.0939*0.454=0.01056 m3/s据此可作出与气体流量无关的液相负荷上限线4。(5) 液泛线令 Hd=(HT+hW)由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC+hl+ h; hl = hL; hL=hw+how联立得 HT+(-1) hw=(+1) how+ hC+hd+ h忽略h，将how与LS,hd与LS,hC与VS的关系式代入上式，并整理得