《化工原理课程设计甲醇水二元筛板精馏塔课程设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计甲醇水二元筛板精馏塔课程设计.docx（52页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、4工学院化工原理课程设计题目甲醇-水二元筛板精储塔设计教学院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师年12月 22日任务书1摘要6第1章前言4精储与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8力口热方式8回流比R的选择82.4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章 理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10第4章精储塔工艺条件计算10操作压强的选择10操作温度的计算10塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算11塔径确实定12塔有效高度12整体塔高12第5章 塔板主要工艺参数确定12溢流装置13塔板布置及筛孔数目
2、与排列14第6章 筛板的力学检验14塔板压降156.2液面落差15液沫夹带15漏液的验算16液泛的验算17第7章 塔板负荷性能图18漏液线18雾沫夹带线18液相负荷下限线19液相负荷上限线19液泛线20操作弹性20第8章 辅助设备及零件设计20塔顶冷凝器列管式换热器20估计换热面积20计算流体阻力21计算传热系数21冷凝水泵21附录21参考文献21致谢21结束语22第1章前言精微与塔设备简介蒸储是别离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸播的理论依据是 利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同） 来实现别离目的。例如，设计所选取
3、的甲醇-水体系，加热甲醇沸点64.5C）和水沸点 100. 0）的混合物时，由于甲醇的沸点较水为低，即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化 出来。假设将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行屡次汽化及冷凝 过程，即可将甲醇和水别离。这屡次进行局部汽化成局部冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的 易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精储。5060708090100在工业中，广泛应用精储方法别离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油别离，根本有 机合成，空气别离等等，特别是大规模的生产中精储的应用更为广泛。蒸播按操作可分为简单蒸储、平衡蒸储、精储、特殊精储
4、等多种方式。按原料中所含组分数目 可分为双组分蒸馈及多组分蒸馈。按操作压力那么可分为常压蒸储、加压蒸储、减压（真空蒸 储。此外，按操作是否连续蒸储和间歇蒸储。工业中的蒸储多为多组分精储，本设计着重讨论常压 下的双组分精储，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精偏，萃取等单元操作中，气液传质设 备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触到达相际传质和传热目的的气液传质设备之O塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表那么为填 料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不 易掌握，没有被广泛
5、采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过 了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有以下特点：生产能 力大于10. 5%,板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属 少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。体系介绍甲醇、水密度、粘度、外表张力在不同温度下的值:x0y0t/100xyt/P水甲醇口水。甲醇。水筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小 孔径筛板（孔径为38mm）和大孔径筛板（孔径为1025nlm）两类。
6、工业应用小以小孔径 筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如别离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均 匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但假设设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减 小，传质效率下降.故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高， 可使筛板的操作非常精确，弥补了上述缺乏，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手 段的前提下，设计中可大胆选用。设计说明书1设计单元操作方案简介蒸播过程按操作方式的不同，分为连续蒸储和间歇
7、蒸储两种流程。连续蒸播具有生产能力大, 产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸偏为主。间歇蒸储具有操作灵活、适应性强等优点，但 适合于小规模、多品种或多组分物系的初步别离。故别离苯-甲苯混合物体系应采用连续精储过程。蒸储是通过物料在塔内的屡次局部气化与屡次局部冷凝实现别离的，热量自塔釜输入，由冷 凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的 设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。2筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的根底上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只 需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，
8、全塔最上面一段塔段，通 常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算 便于查取气液相物性数据。12）假设不同塔段的塔板结构差异不大，可考虑采用同一塔径，假设不同塔段塔板的筛孔数、 空心距与筛孔直径之比t/dO可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短 路，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。 3筛板塔的设计程序1）选定塔板液流形式、板间距HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形 式及泛点百分率。塔径计算。3）塔板版面布置设计及降液管设计。4）塔板操作情况的校核计算一一作负荷性能图及确定确定
9、操作点。第2章 设计参数确实定进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、 气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提偏段和精微段 塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精储釜 及提偏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q = l。加热方式精馄塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供给; 由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本 设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2 （温度130）间接水蒸
10、汽加热。回流比R的选择常最正确值常最正确值实际操作的R必须大于乩皿 但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减 少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L, V, L,增加，势必使蒸馈釜加热量及冷凝器冷却 量增大，耗能增大，既操作费用增大。假设R值过 大，即气液流量过大，那么要求塔径增大，设备投 资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如以下列图所示。总费用最低点对 应的R值称为最正确回流比。设计时应根据技术经济核算确定最正确R值，常用的适宜R值范 围为：R=2）Rmin。2. 4塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度t=12流程简介及流程图流程简介含甲醇（摩尔分数）的甲
11、醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精储塔后别离，塔 顶蒸汽冷凝后有一局部作为产品含甲醇），一局部回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后, 局部进入塔中，局部液体作为产品排出塔体（含甲醇）。简略流程图如下：流程图第3章 理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算理论板数计算物料衡算进料量F = 95kmol/h,进料组成Xf=,进料q=l设计要求：Xd=,衡算方程：FXf=DXd+WXw相对挥发度确实定纯组分的饱和蒸汽压P 与温度t的关系甲醇8 .0 8 0 9 71 5 8 2.2 7 12 3 9.7 2 6水8 .0 7 1 3 11 7 3 0.6 3 02 3 3.4 2
12、6log=Psat=A-B / (T + C) 丁用表示，P 用 mmHg 表示。a 顶=4. 1687a 底a = Ja顶a底代入公式的：1 + (a - l)x 1 + 2.8593x(Xe, Ye) =(O. 55, 0. 825)min和R确头/EX。一工 0965-0.8251Ye-XiYe-Xi符合要求。N-N minR + l-N + lN-R曲线图KsI gg% .0 g6o 8m .0 6g 18 .0Im出.0 ZZEO 8199.0 319.0 gslnlno根据图可知R 0.765 , =1 5在(1. 12. 0)之间R. 0.51精播段操作线方程确实定 精储段操作线
13、方程:R Xn R + l n0.4328% + 0.54730.7630.9650.763 +1+ 0.965 +1精福段和提福段气液流量确实定D=精储段：L = RD=V=R+l) D =提储段：L? =L+qF=V =V (lq) F=V=提福段操作线方程确实定 提储段操作线方程:1.457 lx -0.01560in Wxw113.805335.7*0.035X- =XV m V78.1053 m 78.1053采用逐板计算法:因x5xq,第五块上升的气相组成由提储段操作方程计算,y6=0. 701x6=0.378所需总理论板数为10块，第5块板为加料板，精储段需5块板。号1nO/Gl
14、G/OJSBB)-。24 =04457E2 = O.49(a2|Li2)-0245 = 0.49 *(3.573 *0.2846)-245 = 0.48800.4457=8.9746 9心=6 =12.295 r 13 提 0.4880号=丛= 3 = 45%全塔效率：所 22热量衡算比热容及汽化热的计算60708090100比热容(kj/kmol. k)甲醇水汽化潜热T6080100甲醇(kj/kg)112810701030T62646668水(j/mol)42329422414215342065塔顶温度td=64.85时，内插法求得Cpo,80 Cpo,64.85 _ 94.29 Cr,6
15、4.85 = 80 64.85dw 何=9429-88380-60C85 = 89.62口 /(mol - K)Ghtjo - C”64,B5 _ 4.187 -648s _ 70 - 64.85C”7L J. = 4.187 - 4.183 = 70 - 60C”,648s = 75.33及7 /(mol K)CpD = CpoxD + C/w(l-xD) = 89.82x0.965 + 75.33x(l-0.98) = 89.12X7/(mol K) 同理可分别求出：进料塔温度3:72. 15时，比热容CPF =(:赤 + C/w(1-xf) = 9L94x 0.55 + 75.42 x(
16、l- 0,55) = 84.506Q / (mol K)(3)塔底温度3二94.23时，比热容CPw = Cxw + C”(l -%)=99.27 x 0.035 + 75.75x(1- 0.035) = 76.6KJ / (mol K)塔顶温度下的汽化潜热根据内插法：td =64, 85r Y-1U3.9Q/格Yw =2344.8K7/AgY =Y0%+Yw(l-%) = U56.98AJ/幅热量衡算(1) 0时塔顶上升的热量2,塔顶0为基准QvVCPDtDVyMvn -0.0216x3600x89.12x(273.15 + 64,85)+0.0216x3600x1156.98x3179=
17、52023737.719i7/A(2)回流液的热量& td 二64.85=89.12K/HK)Qr = = 0.0108 x 89.12 x(273.15 + 64.85) = 1314266.574V / h塔顶馆出液热量。CpK=8912AJ/(mo/K)任务书1摘要6第1章前言4精微与塔设备简介5体系介绍6筛板塔的特点7设计说明书7第2章设计参数确实定8进料热状态8力口热方式8回流比R的选择82.4塔顶冷凝水的选择9流程简介及流程图9流程简介9流程图9第3章 理论塔板数的计算、实际板数确实定及热量衡算10理论板数计算10第4章精储塔工艺条件计算10操作压强的选择10操作温度的计算10塔内
18、物料平均分子量、张力、流量及密度的计算11塔径确实定12塔有效高度12整体塔高12第5章塔板主要工艺参数确定12溢流装置13塔板布置及筛孔数目与排列14第6章筛板的力学检验14塔板压降156.2液面落差15液沫夹带15QD-DCpDtD(273.15 + 64.85 ) = 116755.426U / A进料热以0尸=F dp尸% = 95 X 84.506 X(273.15 + 72.15)= 27720925.57/ /(5)塔底残液热。wQwWCPwtw = 42.39x76.6x(273.15+ 94.225) = 1192893.811U/A(6)冷凝管消耗热义Qc=Qv-Qr -0
19、b =49685022.15AJ/A再沸器提供热。%塔釜热损失10虬即。损=010Qb+Qf=Qc + Qw + Qd + Q损即实际热负荷：0.9Qb=Qc +Qw+Qd-Qf-49685022.15+1192893,811 + 116755426 - 27720925.571计算得.0二24324540.82口/A热量衡算结果工程进料 冷凝器塔顶储出液 塔底残液再沸器平均比热容 热量 Q (kj/h)第4章精僧塔工艺条件计算操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原那么。对热敏物料，一般 采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于别离，但压力减小，导致塔径增加，
20、要使用抽空设备。 对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力 P 顶二 101. 3=101. 3kPa单板压降进料板压力pr塔底压力Pw精馆段平均压力Pm提留段平均压力PM操作温度的计算利用汽液平衡数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW64.5-以tD=64. 85 3:72. 15tk94. 23tD=64. 85 3:72. 15tk94. 23塔顶温度：1.00- 0.950 - 0.965 -1.0073.1-7L273.1-7进料温度：050 - 0.60 0.55 - 0.50 . 96.4-%塔底温度：0.020 - 0.040 - 0.020 - 0.
21、035精微段平均温度：tl=68. 55提溜段平均温度：t2=79. 54塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算密度及流量甲醇分子量为：32. 04kg/kmol （Ma）水的分子量为：18. 01 kg/kmol （Mb）加料甲醇含量：x=0.55（质量分数）塔底甲醇含量：质量分数）塔顶甲醇含量：（质量分数）I、精微段精储段平均温度：68. 55精储段平均液相组成:精储段平均液相组成:-0.765精微段平均汽相组成:%+为=0,896精馄段液相平均分子量：如演+Q-再）M =2S.61kg/kmol精编段气相平均分子量:精编段气相平均分子量:拓-M甲必+（1-乂）“ =30.509kg/
22、kmol液相密度：Pl =798,20后g/0气相密度:Pv=L0896旗/超3L, - LxMl -空%-4.0065x 10m3/s液相流量：Pl 798.20匕包”鸵.0.7221m%气相流量：P，1,0896II、提储段提馆段平均温度：79. 54=xw +xF提储段平均液相组成：22=0.467提储段平均气相组成:提微段液相平均分子量：蛆=% %+Qf )M =22.Qlkg/kmol 提微段气相平均分子量：MyM甲y2 + (l-y2)M =25.054kg/kmol 液相密度：Pi =893.28Ag / m3气相密度：Pv =0-982g / m3液相流量:气相流量:QxMd
23、0.5677Vs-Pl893.2863552 x 10 m3/sVxM，p/ -0.64620.982=0.6580m3/s%其中工w几十xyo2-0.441 x4 = lgA = B + Q上述诸式中下标W, 0, s-Xw, XoVw, Voo W, 。0)山科+0。=1分别代表水、有机物及外表局部；主体局部的分子数：-主体局部的分子体积；一分别为纯水、有机物的外表张力;液相外表张力确实定: 查图知：二元有机物-水溶液外表张力可用以下公式计算_ 1/41/41/4xVo0 =不匕+4匕对甲醇q二l。塔顶液相外表张力5=64. 855,叫 32.04必一六74696=42.84m/18.01
24、980.47318.36m/70-6070-64.8517.82-18.76 17.82-0 甲o 甲=18.07mN / m70-6070-64,85o 水=65.28冽N/ mo 水=65.28冽N/ m64.3-66.2= 64.3-0水代入上式得: 塔顶液外表张力：=16.43加N/m进料板液相外表张力tF=72. 15,区=32.04 =43.19小/区=32.04 =43.19小/740.975TZ mw 18.01VwP =”Pw尸976.4518.43m/80-7080-71.2516.91-17.82 16.91-0甲o 甲=17.62mJV / m80-7080-71.25
25、62.6 - 64.362.6-。水代入上式得： 进料液相外表张力：0mF=3754mN/m塔底液相外表张力tw=96. 76,v32.04而poF- 718.916v32.04而poF- 718.91644.51ml匕严mw 18.01pwW 960.636= 18.74 成100-90 _ 100-94.23 14.89-15.82 = 14.89-。甲100-90100-942358.8 60.758.8-。水代入上式得：100-90 _ 100-94.23 14.89-15.82 = 14.89-。甲100-90100-942358.8 60.758.8-。水代入上式得：。甲=15A9
26、mN Im。水=59.42mN/ m塔底液相外表张力：0mw=58.27疝V/诜%+% =27.81 / m精微段平均液相外表张力2。g-比研=4791mN/m提微段平均液相外表张力2o=02+ r=3SAlmN/m全塔平均液相外表张力24. 3. 3液体平均粘度计算塔顶温度：tl=64. 8570-6070-6060 - 64.850307 - 0.344 0 344 -隰比 =0.3261mPa70-6060-69.150.4061- 0.4688 0.4688 -乩水 ja 水=0.4384mPa s内=0.3261 x0.765+0.438x (1-0.765, =0.3524mPa
27、s提溜段塔底温度：t2=94.2390-100 _ 90-94250.250 - 0.228 0.250 - M卜 =0.2407加尸。 s90-10090-94.230.3165-0.2838 = 0.3165-%pi水=0.3027mPa s以2 =0.2407 x 0.2925+0.3027 x (1-02925 =0.2846加尸a s塔径确实定精福段欲求塔径应先求出空塔气速u =平安系数义5功能参数:功能参数:0.0003368 /798200.6077 41.08960.01500取塔板间距Ht ,板上液层高度 = 50mm = 0 05m 那么别离空间：Ht从史密斯关联图查得：。
28、2。=0082从史密斯关联图查得：。2。=00822.2687m / s-0.0803 x,7982)-1.08 函V1.0896D =4x0.6077=0.7 x 2.2687=1.588Im / s0.6982m圆整得A - -D2 -%x(0.7)2 . 0 3847加2塔截面积：44Vs 0.6077 I ,u = = L5797m/s实际空塔气速：4 03847提福段功能参数:.5345哩空皿29120.55360.982取塔板间距ht ,板上液层高度4 = 50mm = 005m那么别离空间：从史密斯关联图查得：C20? = 0-077 ,0.08730,0873 xV09822.
29、6316m/5?Dr4x05536塔截面积:/ 赳2 .%(0 77 0.3847初24=08/皿=0.7 x 2.6316=L4930m / s max=0.687m圆整取:,Vs 0.5536 1 衿 qc /u1 = = L4390m / s空塔气速:A 0.3847塔有效高度三精储段有效高度工精-(6-l)x% (9- 1)x04 -3.2m提储段有效高度Z提(Np2 - l)x% (13-1)x04 .6.8m从塔顶开始每隔5块板开一个人孔，其直径为米,开人孔的两块板间距取米 所以应多加高整体塔高塔顶空间Hd取Hdt加一人孔米,共为塔顶封头H尸540nlm裙座H2=2400mni塔底
30、空间塔底储液高度依停留4min而定0.00546x4x600.2314= 0.860m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m,中间开一直径为米的人孔 玛整体塔高 H+Hd - 9.4 +1.860 +1.20 + 0.54 + 2.4 15.400m第5章 塔板主要工艺参数确定溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。堰长I W取堰长1产065D, L.出口堰高hw3600 x 3.3688 x KT40.46B * * * * * * 153600 x 3.3688 x KT40.46B * * * * * * 157.84查图可知2.288m3/hK=h,-hM 其中 10 =3600x
31、4,0065xl0-4 =1.4423m3/h = 3600x6.3552x10得 hoW=0. 005459m , h；= 0. 007427m鼠取 0.04454m Iv 取弓形降液管宽度Wd和面积Af4 = 0.65?= 0.068 西= 0.125D 查图知 4D%= 01m精储段：4 -0.068x-D2 -0.02615m2气419.56795 耶验算液体在降液管内停留时间降液管底隙高度口。h0= 取。JO.O8M那么精储段：0.00033688=0.009225mg - % = 0.04454 - 0.009225 = 0.0353 bn 006赭提镭段：g - % = 0.04
32、454 - 0.009225 = 0.0353 bn 006赭提镭段：0.000534450.01469m= 0 04257 - 0.01469 = 0.03101m U).006m故降液管底隙高度设计合理塔板布置及筛孔数目与排列塔板的分块800mm,故塔板采用分层，查表塔板分为3块。边缘区宽度确定取 % = 0065m, Wc = 0.035m开孔区面积4计算Aa =+-r2 sin1 r = -Wc2x Wd-Ws2Aa =0.2314 加2筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3/0 =3x5 = 15mm（强产=
33、0.907（竺”产=10.1%开孔率为t0.015LI 55A 1158x103x 0.2314 ,八, n =i= 1191筛孔数目n为 t2152个4 二 0.9071 = (4)4 二 0.9071 = (4)4 14 = 0.02377冽2Vs 二 Q60770.02337=26.0034m/5精储段气体通过阀孔的气速:提微段气体通过阀孔的气速:23.689加 / s第6章筛板的力学检验塔板压降干板阻力.计算由d（）查图得与精储段:A -0.05122.5160.842 /1,0896798.20.06672提储段:0.051220.518V( 0.982 1,0.84 J1893.2
34、8)=0.03345m气体通过液层的阻力Hi计算精微段:匕0.6077Ua = 4=03847 - 0.02615=1.69m/s居=% 7p7 = L69 x J1.0896 = 1.7641由图查取板上液层充气系数% =55& = (A = 0.049x0.05 = 0.027m提储段：0.553603847-0.026151.544m/骂、ua，屈=1,544xVO.982 = 1.53264由图查取板上液层充气系数% =59% - %用 0.59x0.05 - 0.030m液体外表张力的阻力计算计算4x18.07x10-3-0.00184m液柱0.0343m液柱，其 4x37.54x1
35、0-3提偏段.% =pgd0气体通过每层塔板的液柱高与可按下计算hp =儿+瓦+ % .精储段hp液柱 提储段、液柱- 0.078x 893.28 x 9.81 - 683.52pa 圆,7KPa6. 2液面落差对于dm的筛板，液面落差可以忽略不计。漏液的验算16液泛的验算17第7章 塔板负荷性能图18漏液线18雾沫夹带线18液相负荷下限线19液相负荷上限线19液泛线20操作弹性20第8章 辅助设备及零件设计20塔顶冷凝器列管式换热器20估计换热面积20计算流体阻力21计算传热系数21冷凝水泵21附录2121参考文献致谢21结束语22任务书设计题目：甲醇一水二元筛板精储塔的设计设计条件：常压
36、P= 1 atm绝压)进料组成0.55 釜液组成0.035 加料热状况 塔顶全凝器进料组成0.55 釜液组成0.035 加料热状况 塔顶全凝器处理量：80kmol/h储出液组成以上均为摩尔分率)q=1.0泡点回流回流比R=(l.l2.0)Rmin单板压降液沫夹带与 一 57x10( / 产0 %-hf(j 液/kg 气)hf 2.5h/ 2.5 x 0,065 . 0.15 ,5.7x10“ , L57 、32reF =r() = 0.0826 植题 / kg精储段：*，5.7xlO-6 / 1.4054zeF r() , 0.06016 0).1 随诂 / kg提储段：K 37.54 xl0
37、32-4ac由2。4L =hw+how2OW1000精储段:%.二4.43(0.0056 + 0.13 , +箫1一 J -44 x 0.84 x 0.02314板.0054 + 0.13(0.044 + 益 xL02x3600&0522/3I )-0.00184893.28/L0896得X 1n二 0.0865J107.932/3+7.65提偏段：V = V S, min s, min 二4.43CXJ(0.0056 + 0.13 儿 +箫4.4 x0.84x 0.0243 lJ0.0055 + 0. 13(0.053 + xL02x3600L ,0.522/3)-0.0040798.2/0
38、.982得 V： 1nhi3整理得匕=1.45-13.8764%3叵Ls / (m3 / s)Ls / (m3 / s)0.6x10-31.5x10-33.0x10-34.5x10-3精储段匕/(标/s) 提镯段唳/ (m3 s)2.841000计算液相负荷下限线OW对于平流堰，取堰上液层高度总作为最小液体负荷标准，由式精储段：4.min =466X1Y冽3 /$提储段：s,皿=4rnin = 4.66X10-4m3 Is液相负荷上限线液相负荷上限线以。二4s作为液体在降液管中停留的下限精微段:k, max0.0342 x 0.2314 八 3 /=0.002314m3/ s提镭段:k, ma
39、x0.0342 x 0.2314 八 3 z=0.002314m3/ s液泛线Hd= (% +w)由 4 =hp+L+hdhp = % + % + % h1ro%,=hw +how2得a/ =b-cLs? -dLd(W Pl6(!)% + ( -e0-l)Aw c-0.153/(ZA)2其中d = 2.84 x 10-3(l + e0)()2/34带入数据精储段a = 1b = 2.16c = 67345.5d = 2L1 提储段a = 1b = 2.71c = 63283d = 28.1所以精微段 1 =Z04-68337.542_21叫提储段嘤，3Ls/(m3/s) 0.6x10-31.5x10-33.0x10-3Xi。精储段 唳/（疝/s）提僧段 唳/（疝/s）操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线精微段负荷性能图3.00002.5000(S/COEUXBE Gs2.00000.00001.50001.00000.50000 5E-O4 0.001 0.002 0.002 0.003 0.003 0.004 0.004Ls*1000/ (m3/s)匕 max =l.53m3/s 八3 /由图 $皿,/gn=0.45m3/s故精微段操作弹性为右，皿/