苯氯苯混合液筛板式精馏塔设计.doc

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1、课程名称：化工原理课程设计设计题目：苯-氯苯分别过程筛板式精馏塔设计院系：化学生物与材料科学学院专业：化学工程与工艺学生姓名：专业班级：0805313 指导教师：课 程 设 计 任 务 书设计时间：2022 年 6 月设计题目苯-氯苯分别过程筛板式精馏塔设计学生姓名所在院系化学生物与材料科学学院专业、年级、班 08 级化工设计要求：年产氯苯 15000 吨塔顶压力 自选； 进料热状况 自选； 回流比 自选；塔底加热蒸汽压力 自选； 单板压降 自选；塔板类型 筛板；工作日 每年 365 天，每天 24 小时连续运行学生应完成的工作：1. 1.搜集整理苯、氯苯的相关物性资料；2. 2.完成苯氯苯连

2、续精馏塔的工艺设计；3. 3.完成精馏塔设备的工艺尺寸设计；4. 4.用A2 图纸绘制精馏塔设计条件图； 5.编写设计说明书。参考文献阅读：1. 熊洁羽.化工制图北京：化学工业出版社，20222. 刁玉玮，王立业，喻健良.化工设备机械根底 第六版 大连：大连理工出版社，20223. 天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理上册.第 1 版.北京：高等教育出版社，20224. 天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理下册.第 1 版.北京：高等教育出版社，20225. 贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计第一版天津：天津大学出版社，2022工作打算：6 月 1 日 搜集整理相关物性资料6 月 2-4

3、 日 完成苯氯苯连续精馏塔的完整工艺设计11 6 月 5 日 课程设计说明书编写及绘图预备6 月 6 日-9 日 绘制精馏塔设计条件图，完成课程设计说明书编写任务下达日期：2022 年 5 月任务完成日期：2022 年 6 月 9 日指导教师签名：学生签名：目录一、设计背景1二、产品与设计方案简介2一产品性质、质量指标3二设计方案简介3三工艺流程及说明3三、工艺计算及主体设备设计4一精馏塔的物料衡算41） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率42） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量53） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率5二塔板数确实定51） 理论塔板数确实定52） 实际塔板数7三精馏塔的工艺

4、条件及有关物性数据的计算81） 操作压力的计算82） 操作温度的计算83） 平均摩尔质量计算84） 平均密度计算105） 液相平均外表张力106） 液相平均粘度计算11四、精馏段的塔体工艺尺寸的计算11一塔径的计算11二 精馏塔有效高度的计算11五、塔板工艺构造尺寸的设计与计算12一溢流装置12二塔板布置13三开孔率 n 和开孔率13六、塔板上的流体力学验算14一气体通过筛板压降h 和 p 的验算14pp二雾沫夹带量e 的验算15v三漏液的验算15四液泛的验算15七、塔板负荷性能图 .16一. 漏液线气相负荷下限线16二. 液沫夹带线 .16三. 液相负荷下限线17四. 液相负荷上限线17五.

5、 液泛线17八、筛板式精馏塔设计计算结果19九、主要符号说明20十、结果与结论21十一、收获与致谢21苯-氯苯分别过程板式精馏塔设计计算书一、设计背景本设计承受连续精馏分别苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分别的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以肯定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。 氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于 98%质量分数。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气或汽液或液液两相之间进展严密接触，到达相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸取、解吸和萃

6、取等。此外， 工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和枯燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产力量和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和争辩，受到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必需使气汽液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑以下各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑以下各项要求：（1） 生产力量大在较大的气汽液流速下，仍不致发生大

7、量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2） 操作稳定、弹性大。当塔设备的气汽液负荷量有较大的波动时， 仍能在较高的传质效率下进展稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。（3） 流体流淌的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节约生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。（4） 构造简洁、材料耗用量小、制造和安装简洁。这可以削减基建过程中的投资费用。（5） 耐腐蚀和不易堵塞，便利操作、调整和检修。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不行能完全满足上述全部要求，仅是在某些方面具有独到之处依据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔

8、。筛板塔是很早消灭的一种板式塔。五十年月起对筛板塔进展了大量工业规模的争辩，逐步把握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有以下优点：生产力量大2040%，塔板效率高1015%，压力降低3050%，而且构造简洁，塔盘造价削减 40%左右，安装、修理都较简洁。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的争辩还在进展，消灭了大孔径筛板孔径可达2025mm， 导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几局部工业塔常用的筛孔孔径为 38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为 2.55近年来有大孔径1025mm筛板的，它具有制造简洁，不易堵

9、塞等优点，只是漏夜点低， 操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1） 构造简洁、制造修理便利。（2） 生产力量大，比浮阀塔还高。（3） 塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4） 塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5） 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二、产品与设计方案简介一产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透亮、易挥发液体。密度 1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率 15216(25)。闪点 294。燃点 6378， 折射率 15246，粘度(20)0799mPas，外表张力 332

10、810-3Nm溶解度参数 95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积存性，渐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD 2910mgkg，空气中最高容许浓度 50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有50燃烧爆炸的危急。质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯 38%。以上均为质量分数二设计方案简介1.精馏方式：本

11、设计承受连续精馏方式。原料液连续参加精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须承受特别精馏。2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温工业低温段物系分别。3. 塔板形式：依据生产要求，选择构造简洁，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理力量大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分别工艺中有很好表现。4.加料方式和加料热状态：设计承受泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.由于蒸汽质量不易保证，承受间接蒸汽加热。6.再沸器，冷

12、凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一局部回流入塔，其余局部经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜承受间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。三工艺流程及说明首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留肯定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。由于被加热到泡点，混合物中只有液相混合物，此时液相混合物在精馏塔中下降。由塔底产生的气相混合物上升到塔顶上方的全凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的局部液态停留肯定的时间然后进入苯的储罐，最终作为塔顶产品馏出液采出，而其中的另一局部液态重回到精馏塔中，这个过

13、程就叫做回流。38%氯苯原 料 储原料预热冷凝精馏安排再沸冷却99.8%氯苯储存冷却98%苯储存液相混合物就从塔底一局部进入再沸器中，在再沸器中被加热产热的气体重回到精馏塔中而产生的液体则作为附残液采出。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有颖原料的参加。最终，完成苯与氯苯的分别。三、工艺计算及主体设备设计(一)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和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 和 112.56kg/kmol。假设令塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2%，原料液中含氯苯为 38%以上均为质量分数。则x=0.62 / 78.11= 0.702F0.62 / 78

14、.11 + 0.38 /112.56x=0.98 / 78.11D0.98 / 78.11 + 0.2 /112.56= 0.986x=0.002 / 78.11= 0.00288W0.002 / 78.11 + 0.998 /112.562） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F = 78.11 0.702 + (1 - 0.702)112.56 = 88.376kg/kmolM D = 78.11 0.986 + (1 - 0.986)112.56 = 78.592kg/kmolM= 78.11 0.00288 + (1 - 0.00288)112.56 = 112.46kg/kmo

15、lW3） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依 题 给 条 件 ： 一 年 以 365 天 ， 一 天 以 24 小 时 计 ， 有 ：W =1.5104 103 365 24112.56= 15.2Kmol / h ，全塔物料衡算：F= D + W0.702F = 0.986D + 0.00288WF = 52.62kmol/h D = 37.42kmol/h W = 15.20kmol/h二塔板数确实定1） 理论塔板层数 N确实定T苯-氯苯物系属于抱负物系，可承受梯级图解法求取 N，步骤如下：T1. 由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出x y 图，如以下图一；图一苯-氯苯物系精馏分别理论塔

16、板数的图解图解得 N= 11 - 1 = 10 块不含釜。其中，精馏段 N= 3块，提馏段 8 块，TT1第 4 块为加料板位置。2. 确定操作的回流比R将 1.表中数据作图得 x y 曲线及t - x y 曲线。在 x y 图上，因q = 1， 查得 y= 0.922 ，而 x= x= 0.702 ， x= 0.986 。故有：qqFDx- yR=Dq= 0.986 - 0.922= 0.2909miny- xqq0.922 - 0.702考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2 倍，即： R = 2Rmin= 2 0.2909 = 0.58183. 求精馏塔的气

17、液相负荷 L=RD=0.5818 37.42=21.77 kmol/h ； V=(R+1)D=(0.5818+1) 37.42=59.19 kmol/h ； L=L+F=21.77+52.62=74.39Kmol/hV=V=59.19Kmol/h4. 求操作线方程x精馏段操作线： y =Rx +D= 0.368x + 0.623R + 1R + 1提馏段操作线为过(0.00288,0.00288)和(0.702,0.882)两点的直线。y =L x - WxVV w= 1.26 x- 0.00074求全塔效率：R=1 x D-a(1 - x )Dmina- 1 xF1 - xF把x =0.98

18、6、x D=0.702、 RF=0.02909 代入上式中得mina =0.5818由全塔效率公式E = 0.49(am )-0.245TLm= xLmi Li=0.7020.16+0.2980.205=0.175把m 、a 代入全塔效率公式得， ELT=0.5062） 实际塔板数 Np精馏段实际板层数N= 3 / 0.506 = 5.93 6精提留段实际板层数：N= 8 / 0.506 = 15.81 16提三精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进展计算1) 操作压力的计算设塔顶压强：4kPa(表压)塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa(表压) 单板压降不大于 0.8kPa塔顶操作压力

19、： PD= 4 +101.3 = 105.3KPa每层塔板压降： Dp = 0.8KPa进料板压力： pF= 105.3 + 0.8 6 = 110.1KPa精馏段平均压力： p= (105.3 +110.1) / 2 = 107.7KPam2) 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压 ,由下表有：组分的饱和蒸汽压 po mmHg131.温度，8090100110120130poii8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760图二温度组成图由安托尼方程计算，计算结果如下：通过图二温度组成

20、图易读取塔顶温度： t = 80.4 D通过试差得加料板温度为 91.8精馏段平均温度： t= (80.4 + 91.8)/ 2 = 86.1 m3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由 x= yD1= 0.986 ，查平衡曲线见图 1，得x= 0.9621MVDm = 0.986 78.11 + (1 - 0.986) 112.61 = 78.59 kg kmol MLDm = 0.962 78.11 + (1 - 0.962) 112.61 = 79.42 kg kmol进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板见图 1，得y = 0.921F查平衡曲线见图 1，得x = 0.693FVF

21、mLFmM= 0.921 78.11 + (1 - 0.921) 112.56 = 80.87 kg kmol M= 0.693 78.11 + (1 - 0.693) 112.56 = 88.69 kg kmol精馏段平均摩尔质量计算：VmLmM = (78.59 + 80.87)2 = 79.73 kg kmol M = (79.42 + 88.69)2 = 84.05 kg kmol 4平均密度计算组分的液相密度 kg/m380901001101201308178057937827707571039102810181008997985温度，苯氯苯纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 =

22、 912 - 1.187t氯苯 = 1127 - 1.111tAB1. 气相平均密度计算由抱负气体状态方程计算，即r= PmMVm107.4 79.73= 2.87 kg m3VmRTm8.314 (86.1 + 273.15)2. 液相平均密度计算液相平均密度依计算，即1 rLm= a rii由t = 80.4 查得： rDA10.98 816.6 + 0.02 1037.7r= 816.6 kg m3rB= 820.1kg m3= 1037.7 kg m3LDm由t = 91.8 查得： rFA= 803.03 kg m3rB= 1025.01kg m3进料板液相密度10.6102 803

23、.03 + 0.3898 1025.01r=LFm= 877.1kg m3精馏段液相平均密度为r= (820.1 + 875.2) 2 = 848.567 kg m3Lm5) 液相平均外表张力温度，8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4组分的外表张力 mN/m塔顶液相的平均外表张力：80.4s= 21.1mN/m ;As= 25.9mN/mBs= 0.98 21.1 + 0.02 25.9 = 21.167mN/mLDm进料板液相的平均外表张力：(91.8)s= 19 .9 mN/m；s= 24.8

24、mN/mFABsLFm= 0.693 19.9 + 0.307 25.6 = 21.41mN/m精馏段液相的平均外表张力：s= (21.167 + 21.41) / 2 = 21.29mN/mm6) 液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度计算：80.4m= 0.31MPaAm B = 0.395 mPa slg mLDm = 0.986 lg(0.31) + 0.014 lg(0.395)解出：m LDm= 0.311 mPa s进料板液相平均粘度计算 91.8m= 0.272mAB= 0.348 mPa slg mLFm= 0.693 g (0.272) + 0.307 g (0.348)解出 m

25、= 0.2934 mPa sLFm精馏段液相平均粘度计算m= (0.311 + 0.2934) / 2 = 0.3023Lm四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算一塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VMV =VmS3600rVmLM59.19 79.73= 0.457 m3 s3600 2.8721.77 84.05L =VmS3600rLm= 0.0006 m3 s3600 848.57L r 1 20.0006 3600 847.65 1 2计算h rL = = 0.0225V0.457 3600 2.88 hV取板间距 H = 0.40m ，板上液层高度h = 0.06m ，则TLH - hTL

26、= 0.40 - 0.05 = 0.34m故查表可得： C20= 0.071C = C s0.2L 20 20 = 0.071 21.286 0.2 = 0.071920r - rLrVVu= Cmax= 0.0719= 1.235 m3 s848.567 - 2.872.87取安全系数为 0.7，则空塔气速为u = 0.7u4VSpuD = 0.7 1.235 = 0.8643msmax4 0.457p 0.864= 0.821m按标准塔径圆算后为D = 0.821mpp塔截面积为A =TD2 =44 0.8212 = 0.529m2实际空塔气速为u =0.4570.529= 0.864 m

27、 s二精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z提馏段有效高度为Z=(N-1)H=(6-1)0.4=2.0m精=(N-1)H=(16-1)0.4=6.0m提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Z= Z+ Z+0.8=2.0+6.0+0.8=8.8m精提五、塔板工艺构造尺寸的设计与计算一溢流装置承受单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进进口堰。1 溢流堰长出口堰长 lw取l= 0.60D = 0.60 0.821 = 0.493mw2 溢流堰高度hwh= h- hwLow对平直堰how= 0.00284 E (Lh/ l )2 / 3w近似取 E=1h= 0 .00284 1

28、(ow0 .0006 36000 .493) 2 / 3= 0 .0076mh= h- hwLow= 0.06 - 0.0076 = 0.0524 m3 降液管的宽度Wd 和降液管的面积 A f由l/ D= 0.60 ，查图得W/ D = 0.11,A/ A= 0.055 ，即：wdfTW= 0.0903m， Adf= 0.0291m2液体在降液管内的停留时间t = A H/ LfTs= 3600 0.0291 0.40 = 19.4s 5s 0.0006 3600故降液管设计合理。4 降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的=流速u0

29、.07m/s ，则有：oLh=s0.0006= 0.0174mh- h= 0.0524 - 0.0174 = 0.035m 0.06mol u0.493 0.07w0w o故降液管底系高度设计合理二塔板布置1 边缘区宽度W 与安定区宽度Wcs边缘区宽度W ：一般为 50-75mm，D 2m 时，W 可达 100mm。cc安定区宽度确定取W= 40 mm，W= W= 70 mm。csS ”2 开孔区面积 AaA= 2xa0.37052 - 0.25022pR2 - x2+ 180 R2 sin-1x R p0.2502 = 20.2502= 0.34m2+ 180 0.37052 sin -10

30、.3705 式中： x = D / 2 - (W+ W )= 0.4105 - (0.0903 + 0.07)= 0.2502mdsR = D / 2 - W= 0.4105 - 0.04 = 0.3705mc三开孔数n 和开孔率f取筛孔的孔径d= 5mm ，正三角形排列，筛板承受碳钢，其厚度 = 3mm ，o且取t / d= 3.0 。故孔心距t = 3 5 = 15mm 。o1.155每层塔板的开孔数n =A= 1.155 0.34= 1746 孔t 2a0.01520.9070.907每层塔板的开孔率f =(t / d )2o= 0.101 应在 515%，故满足要求32每层塔板的开孔面

31、积 A0= f Aa= 0.0343 m 2气体通过筛孔的孔速uo= V / Aso= 0.457 / 0.0343 = 13.32m/s六、塔板上的流体力学验算一气体通过筛板压降h 和 p 的验算pph= h + h + hpcl1） 气体通过干板的阻力压降hc由d/ = 5 / 3 = 1.67查图 5-10 得出， C= 0.772oo=uh0.0512 ro V= 0.051 13.32 22.87= 0.0513m 液柱cCor 0.772 848.567L式中C 为孔流系数。o2） 气体通过板上液层的压降hlh = b (hlw+ h)= bhowL= 0.59 0.06 = 0.

32、0354m 液柱式中充气系数 的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速u ，对单流型塔板有：asVua = A - A2.87Tf0.457= 0.529 - 0.0291 = 0.914m/srV动能因子 F = uaa= 0.914= 1.548查化原 P115 图 5-11 得b = 0.59 一般可近似取 = 0.5 0.6 。3） 气体抑制液体外表张力产生的压降h4srh=sgdLo=4 21.286 10-3 847.567 9.81 0.005= 0.002046m 液柱4） 气体通过每层筛板的压降单板压降h 和 ppph= h + hpcl+ h= 0.0513 + 0.035

33、4 + 0.00205 = 0.0888msDp= rghDLp= 848.564 9.81 0.0888 = 739.21Pa 0.8kPa设计允许值二雾沫夹带量ev 的验算5.7 10-6 u 3.2e=vs- 2.5hHTLah= 2.5hfL= 2.5 0.06 = 0.155.7 10-6 u3.25.7 10-60.9143.2e=a=Vs H- hTf21.286 10-3 0.40 - 0.15 = 0.017kg液/kg气 1.5 6.227故在本设计中无明显漏液。四液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 H (H+ h )dTwH= hdp+ h+ hLd

34、( )h= 0.153 u ” 2 = 0.153(0.07)2do= 0.0075mH= 0.0888 + 0.06 + 0.0075 = 0.1563mdF(HT+ h )= 0.5(0.4 + 0.0524 )= 0.226mwH F(HdT+ h )成立，故在本设计中不会发生液泛现象。w通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺构造尺寸适宜，假设要做出最合理的设计，还需重选 H T 及h L，进展优化设计。七、塔板负荷性能图一漏液线气相负荷下限线0.0056 + 0.0903(0.0503 + 0.83045L2 / 3 )- 0.002046848.567 / 2.89669s漏

35、液点气速VS ,min= 4.4 0.772 0.0343Vs,min= A uoom，整理得：Vs.min= 2.50.0081 + 0.075L2 / 3s在操作范围内，任取几个 L 值，依式算出对应的V 值列于下表：L , m3 /ss0.00060.00150.00300.0045V , m3 /ss0.3080.3640.4250.470ss依据表中数据作出漏液线 1二液沫夹带线sVua = A- ATf=Vs0.529 - 0.0291= 2.0Vs将数据代入式得：5.7 10-6se=2.0Vs3.2= 0.1v21.286110-30.274 - 2.076L2 / 3 V=

36、0.872 - 6.266 L2 / 3ss在操作范围内，任取几个 Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表：L , m3 /ss0.00060.00150.00300.0045V , m3 /ss0.82740.79000.74200.70123. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006 m 作为最小液体负荷标准由h= 0.00284E(ow3600Ls )2 / 3l= 0.006 ；取 E=1,得 Lw= ( 0.006 1000)3/ 20.493= 0.0004205m3 / ss,min2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线 34. 液相负荷上限线HAL=Tf= 0.40 0.0291= 0.00291 m 3 /ss ,max44作出与气体流量无关的垂直液相负荷线 45. 液泛线H= F (HdT+ h)wH= hdp+ h+ h; hLdp= h + hcl+ h ； hs1= b h ； hLL= u+ homowFH+ (F - b -1)h= (b +1)h+ h + hTwowcd+ hs无视hs，将h与 L ， howsd与 L ， h 与Vscs的关系式代入上式，并整理得aV 2s= b - cL 2s- d