山东科技大学化工原课程设计乙醇与水的筛板精馏塔设计.docx

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1、山东科技大学化工原课程设计乙醇与水的筛板精像塔设计化学与环境工程学院化工原理课程设计设计题目常压乙醇水筛板精储塔的设计学生姓名班级、学号20110111#指导教师姓名高军徐冬梅课程设计时间2013年12月300-2014年1月3日百分制权重设计说明书、计算书及设计图纸质量,70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字:化学与环境工程学院课程设计任务书一、设计题目：乙醇一水分离过程板式精储塔设计二、设计要求1、设计一座分离乙醇-水连续精循塔，具体工艺参数如下：原料乙醇含量（质量分率m/m）：（25+1.1*（偶数序号/2-1）%原

2、料处理量：4万t/a1组；6万t/a2组；8万t/a3组；10万t/a4组；每组10人左右，全班共分4组，按学号：1一10（第一组），11-20（第二组）,21-30（第三组）,其余第四组。产品要求（质量分率m/m）：Xd=0.935,xw=0.012、操作条件塔顶压力：3KPa（塔顶表压）进料热状况：泡点进料，进料压力：W30KPa（表压）回流比：自选单板压降：0.7kPa加热方式：间接蒸气加热冷凝方式：全凝器，泡点回流全塔效率：可取经验值0.307之间，或者使用奥康内尔关联图计算,本题参考值0.6年操作时数：8000h3、塔板类型筛板塔三、设计内容1、精偏塔的物料衡算及塔板数的确定2、精储

3、塔的工艺条件及有关物性数据的计算3、精微塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、塔板的负荷性能图的绘制6、精微塔接管尺寸计算7、绘制带操纵点的生产工艺流程图（A3图纸）8、绘制主体设备图（A2图纸）说明:1-4项可用ASPEN-PLUS计算,也可手工计算完成,5-6可手工完成,7-8可用AUTOCAD或者手工完成。四、设计说明书1、目录2、设计方案的确定及工艺流程说明3、工艺计算及主体设备设计4、设计结果一览表5、对本设计的评述及有关问题的说明6、要紧符号说明7、参考文献8、附图五、参考书目（略）指导教师：高军徐冬梅2013年12月30日目录一.概述63 .体系介绍74 .设计任务

4、及要求7二.设计说明书81 .设计单元操作方案简介82 .筛板塔设计须知83 .筛板塔的设计程序8三.设计计算书91 .设计参数的确定91.1 1进料热状态91.2 加热方式91.3 回流比（R）的选择91.4 塔顶冷凝水的选择92 .流程图简介及流程图92.1 流程简介92.2流程图93.理论塔板数的计算与实际板数的确定103.1理论板数计算103.1.1物料衡算103.1.2q线方程103.1.3平衡线方程103.1.4及Rmin与R的确定123.1.5精储段操作线方程的确定133.1.6精馀段与提储段气液流量的确定133.1.7提微段操作线方程的确定133.1.8图解法求解理论板数133

5、. 2实际板数的确定144.精铸塔工艺条件计算144.1 操作压强的选择144. 2操作温度的计算144. 3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算155. 3.2液相表面张力的确定166. 3.3液体平均粘度计算177. 4塔径的确定178. 4.1精储段179. 4.2提微段1810. 板要紧参数确定205. 1溢流装置205. 1.1堰长IW205. 1.2出口堰高hw205.1. 3弓形降液管宽度Wd与面积Af205. 1.4降液管底隙高度ho215. 2塔板布置及筛孔数目与排列215. 2.1塔板的分块215. 2.2边缘区宽度确定215. 2.3开孔区面积Aa计算215. 2.

6、4筛孔计算及其排列226.筛板的力学检验226. 塔板压降227. 1.l干板阻力上计算227.1. 2气体通过液层的阻力HI计算236.1.3液体表面张力的阻力计算h0计算246.1.4气体通过每层塔板的液柱高hp246.2筛板塔液面落差246. 3液沫夹带247. 4漏液248. 5液泛257.塔板负荷性能图257.1 漏液线257. 2液沫夹带线267. 3液相负荷下限线277. 4液相负荷上限线277. 5液泛线279. 6操作弹性288.辅助设备及零件设计298. 塔顶冷凝器（列管式换热器）299. 1.l估计换热面积.2910. 1.2计算流体阻力318. L3计算传热系数328.

7、2各类管尺寸的确定338. 2.1进料管338. 2.2釜残液出料管338. 2.3回流液管348. 2.4再沸器蒸汽进口管348. 2.5塔顶蒸汽进冷凝器出口管348. 2.6冷凝水管348. 3原料预热器358. 4塔顶再沸器3510. 5冷凝水泵3711. 计结果汇总3810参考文献及设计手册40四.附录40一、概述1、精馆与塔设备简介蒸储是分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，蒸储的理论根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，其探发性能不一致（或者沸点不一致）来实现分离目的。比如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78C）与水（沸点

8、100）的混合物时，由于乙醇的沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇构成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇与水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终能够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，这就是精微。在工业中，广泛应用精微方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精偏的应用更为广泛。蒸储按操作可分为简单蒸储、平衡蒸储、精储、特殊精储等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸储及多组分蒸储。按操作压力则可分为常压蒸储、加

9、压蒸储、减压（真空）蒸储。此外，按操作是否连续蒸僧与间歇蒸储。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，即乙醇-水体系。在化学工业与石油工业中广泛应用的诸如汲取，解吸，精储，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达到相际传质与传热目的的气液传质设备之一。塔设备是最常使用的精储装置，不管是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程与应注意的事项是非常必要的。塔设备通常分为阶跃接触式与连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。2、筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持

10、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3-8mm）与大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。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（如分离粘度大、易结焦的物系）。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，没有被广泛使用。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同时通过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔与泡罩塔相比较具有下列特点：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

11、，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。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，但若设计与操作不当，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慎重。近年来,由于设计与操纵水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用口趋广泛。在确保精确设计与使用先进操纵手段的前提下，设计中可大胆选用。3、体系介绍乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性与腐蚀性小的液体混合物。因其良好的

12、理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被使用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸锵法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馀关于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究与改进乙醇-水体系的精馈设备是非常重要的。本次设计就是针对乙醇与水体系，而进行的常压二元筛板精储塔的设计及其辅助设备的选型。本次设计对筛板塔的工艺过程与结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器,泵的选型做了计算。通过本次对筛板精储塔的设计,使我们初

13、步掌握化工设计的基本原理与方法。培养独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指正。4、设计要求体系：乙醇一水；已知：进料量F=200kmolh进料浓度0.20；进料状态：q=l,泡点液体；操作条件：塔顶压强/=4kPa(表压)，单板压降不大于0.7kPa。全塔效率：Et=52%分离要求：1)Xd=88%；2)XW=1%；3)回流比R/Rmin=1.6o二、设计说明书(1)设计单元操作方案简介蒸馈过程按操作方式的不一致，分为连续蒸馀与间歇蒸馀两种流程。连续蒸循具有生产能力大，产品质量稳固等优点，工业生产中以

14、连续蒸储为主。间歇蒸馈具有操作灵活、习惯性强等优点，但适合于小规模、多品种或者多组分物系的初步分离。故分离乙醇-水混合物体系应使用连续精馈过程。蒸僧是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器与冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可使用全凝器、分凝器-全凝器两种不一致的设置。工业上以使用全凝器为主，以便准确操纵回流比。(2)筛板塔设计须知(1)筛板塔设计是在有关工艺计算己完成的基础上进行的。关于气、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。比如，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

15、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。(2)若不一致塔段的塔板结构差别不大，可考虑使用同一塔径，若不一致塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比td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。只有当不一致塔段的塔径相差较大时才考虑使用不一致塔径，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。(2)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操作点。三.设计计算书1 ,设计参数的确定1.1 进料热状态泡点进

16、料时，塔的操作易于操纵，不受环境影响。饱与液体进料时进料温度不受季节、气温变化与前段工序波动的影响，塔的操作比较容易操纵。此外，泡点进料，提偏段与精储段塔径大致相同，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，但精馀釜及提循段塔径增大，有不利之处。因此根据设计要求，泡点进料，Q=Io1.2 加热方式精僧塔的设计中多在塔底加一个再沸器以使用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出。因此本设计应使用再沸器提供热量，使用3kgfcm2(温度130)间接水蒸汽加热。1.3 回流比(R)的选择实际操作的R务必大于访，

17、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,V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。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，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下图所示。总费用最低点对应的R值称之最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R=(L22)Rmino本设计考虑以上原则，选用：R=I.6Rmin01.4 塔顶冷凝水的选择使用深井水，温度t=12C2 .流程简介及流程图2.1 流程简介含乙醇0.15（摩尔分数）的乙醇-水混合液通过预

18、热器，预热到泡点进料。进入精馈塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含乙醇0.88）,一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含乙醇0.01）。2.2 流程简介图乙醇一水二元筛板塔精馅流程3 .理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1 理论板数的确定3.1.1 物料恒算Zr=0.15；XD=O.742；XW=O.00394（均化为摩尔分数）；F=240kmolh总物料恒算：240=D+W乙醇物料恒算：240X0.15=0.742D+0.00394W联立解得：D=47.50KmolhW=192.50Kmolh3.1.2 q线方程X1-=O.15q

19、=lnq线方程为:X=O.15;3.1.3 平衡线方程乙醇（八）水（B）二组分体系在，下的气液平衡数据乙醇-水二元物系汽液平衡构成乙醇摩尔分数/%Xy温度/001000.0190.1795.50.07210.3891890.09660.437586.70.12380.470485.30.16610.5089841.0.23370.544582.70.26080.55882.30.32730.582681.50.39650.612280.70.50790.656479.80.51980.659979.70.57320.684179.30.67630.738578.740.74720.781578

20、.410.89430.894378.15二元体系T-XT图如下:IlOA3.L4Lin与R的确定=LLs4AXAxisTitle由图做切线可知，LiK)649R=l.6Rmin=l.6*0.649=1.03843.L5精储段操作线方程R XdX” +/? + 1 R + 11.03842.03840 742+ = 0.509招+0.3642.0384”3.L6提锚段操作线方程已知D=47.50Kmolh；R=L0384精储段：L=RD=47.50l.0384=49.324kmo1/hV=(R+l)D=(1.0384+1)X47.50=96.824kmolh提储段：L,=L+qF=49.324+

21、240=289.324kmol/hV=V-(l-q)F=(R+l)D=V=96.824kmolh_W_ 289.324)一谡,1 -谡W96.824 ,1925Xo.OO394=2.988xrt,-0.0078396.824rt,3.L7图解法求理论塔板数1.0-1回由图可知：精锵段共有4块理论板（包含再沸器）；第5块板为加料板；提馀段共有3块理论板（包含加料板）3.2实际板层数的确定：N精二5/0.52=9.62QlON提二3/0.52=5.77弋6（包含再沸器）N=N精+N提=10+6=16块4.精信塔工艺条件计算4.1 操作压强的选择塔顶压力P顶=IOL3+4=105.3kPa单板压降P

22、0.7kPa进料板压力PF=105.30.7*10=112.3kPa塔底压力P底=105.3+0.7*16=116.5kPal.5atm,满足要求平均操作压力PnF（105.3+116.5）/2=110.9kPa4.2 操作温度的计算泡点进料：X1.=O.15通过泡-x-y”图查得X=O.1238,t=85.30C;x=0.1661,t=84.1使用内差法可得，当Xi5时,t=84.5同理：可得塔顶温度:tD=78.45C塔底温度：tw=99oC进料板上一块塔板上组分为X=O.32因此该板上温度为：0=81.5C进料板下一块塔板上组分为X=O.03因此该板上温度为：分=97.6精储段平均温度：

23、口二二78.45+81.5=79.98C精22提储段平均温度：%=97.:99=98.3C全塔平均温度tm=7845+99=88.725224.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1密度及流量乙醇分子量为：46kgkmol(Ma)水的分子量为：18kg/kmol(Mb)I、精储段精微段平均温度：R=78.45+81.5=79.98C桶22查Lx-y图，内差得Xa=O.486,ya=0.648p0=733.856/W3,Pb=979.878桶/苏液相平均分子量：i=XX+(I-Xa)Mh=460.486+(1-0.486)18=31.608kg/kmol气相平均分子量：Mv=ya

24、Ma+(l-ya)M1=460.648+(1-0.648)18=36.144kgkmol液相密度：pl=792.067m3此ZlMbXbPaPb气相密度：A=KJ=1.332均/加3(气相视为理想气体)RT液相流量：LL=LML=0000547mis3600PL气相流量：V=VMv=0.730m33600pvn、提偏段提储段平均温度：工=k=97.6+99=983C加22查t-x-y图，内差法得xa=0.00718,ya=0.0642;Pa=698.23m3,Pb=960.05kgm3液和平均分子量：M1/=XaMa+(I-Xa)Mb=0.0071846+(l-0.00718)18=18.20

25、kgkmol气相平均分子量：M/=yaMa+(l-ya)Mb=O.064246+(l-0.0642)18=19.80kgkmol液相密度：P,相_=953.51依/MWlMbAPaPb气相密度：ZV=笛4=0.711必/(气相视为理想气体)液相流量：L；=CJ=o00153/H3A3600pL气相流量：VY=翳二=0.7493600pv4.3.2液相表面张力的计算塔顶液相表面张力塔顶温度：tD=78.45fl=17.41mN/m,%=62.43WmOI=Xaoa+(l-Xa)b=0.742*17.41+(l-0.742)*62.43=29.03Ww进料板液相表面张力进料板温度：t=81.5fl

26、=16.9211Waw,%=61.43mN/mo2=XaOtt+(l-Xa)b=0.15*16.92+0.75*61.43=48.61mNm塔底液相表面张力塔底温度：tw=99oC,o=15.03nWz,z,=58.84W113=Xaoa+(l-Xa)b=0.00394*15.03+(1-0.00394)*58.84=58.6673Ww精储段平均液相表面张力点=%生=40.127411W加提储段平均液相表面张力蜃=生产=53.6387mN/m全塔平均液相表面张力=%+巧=43.8487mNn24. 3.3液体平均黏度计算Um=XJgUi塔顶液体粘度:tD=78.45,Ua=0.440mP75,

27、U-0.364mPas=xjg=742*lg0.44+(1-0.742)*lg0.364=-0.378;tn=0.42mPs同理,进料板液体：t=81.5=0.407vaPaSy=0.340mPasIgm2=ZXilg从=0.15*lg0.407+0.85*lg0.34=-0.457ml=0.349mPas塔底液体：tw=99oCUa=0.332mPas,%=0.287mPosIgMH3=xJg=00394*lg0.332+(1-0.00394)*lg.287=-0.542m,=0.2872mPaS精储段平均液相粘度丁精=(m2+nl)/2=0.385mPas提储段平均液相粘度丁提=(m2+m

28、3)/2=0.3181mPas全塔平均液相粘度=(uml+%3)/2=0.3536mPaS4.4塔径的确定4.4.1精储段欲求塔径应先求出空塔气速U=安全系数XUgE台匕心妍人、反,0.000547、/792.067aio功能参数：(一l)J/=()J=0.018VSNPL0.730V1.332取塔板间距Hr=0.45m,板上液层高度九=70mn=0.07m,那么分离空间：H-hl=0.45-0.07=0.38m史密斯关联图从史密斯关联图查得：C20=0.08,S6产篝詈由于C=C20()02=0.08(支攀严=0.0936=2.281U=0.7ums.=0.7*2.281=1.596m/sI

29、TiaX圆整得D=0.8m塔截面积：Ar=D2=O.5024W2空塔气速:=1.453 m/sV0.730u=At0.50244.4.2提铺段功能参数:老如鬻腐=S取塔板间距7=0.45机，板上液层高度=70mZn=O.07m，那么分离空间:H-hx=0.45-0.07=0.38根从史密斯关联图查得：。20=0-27,由于C=C20()02=0.047(4387-)02=0.054unax,=C0=0.0541951510711=1977m/snvuVpvV0.711U,=0.7umax,=0.7*1.977=1.384m/sD=Ig=J4x0.749=083()m圆整取D，=0.9mV11u

30、V3.141.384塔截面积：Ar,=-D,2=0.950/W2空塔气速：=生=我=0.788m/50.9504.5塔有效高度精微段有效高度Z精=(NOxHT=(10-1)0.45=4.05m提馀段有效高度Z提=(NP2-1)X%=(6-1)X0.45=2.25m从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米，因此应多加高(0.7-0.45)X2=0.5mZ=Z精+Z提+0.5=6.8m4.6整体塔高(D塔顶空间HD取H0=L6Hr=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定Ls,0.00153460加H1=-=0.3

31、87m1.At,0.950取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m,中间再开一直径为0.6米的人孔H.=1+0.367=1.367m整体塔高H=Z+Hh,+7d=6.8+1.367+1.32=9.487m五、塔板要紧参数确定5.1 溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,使用凹形受液盘。5.1.1 堰长Iw取堰长lw=O.66D=0.660.9=0.594m5.1.2 出口堰高hw2284(L节if其中初二丽EB近似取E=LL=O.594m1.h=36000.000547=1.969m3h,1.h=36000.00153=5.508m3h得h*-0.00631m,h5S1.S0.(XX)54

32、7停留时间05s故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度Ihft=-,取uo=O.2ms,则VJ1U0.0005470.5940.2=0.00460m1./D弓形降液管的参数/,Mnhw-o=0.06-0.00460=0.0554ma0.006m,故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h=60mm5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块D2800mm，故塔板使用分层，查表塔板分为4块。表5-3塔板分块数塔泾，En_001200)400-1600180020002200-244)0塔板分块数3u0tmin,提储段=38.23m/su,0tmin稳固系数：精储段K=IVUg37.

33、26/8.33=4.47,提储段K,=U,0U,EiII=38.23/13.63=2.80均大于1.5,因此设计无明显液漏符合要求6.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd(Hy,+hw)关于设计中的乙醇-水体系。=0.5,HdO.5(0.45+0.06)=0.51m由于板上不设进口堰，htl=0.153(0.2)2=0.00612m液柱精储段d=hp+hz+hd=0.270210.06631+0.00612=0.34245m0.475m提福段d=l+hj+hd=0.1469+0.0493+0.00612=0.20232mY0.475m因此不可能发生液泛现象7、塔板负荷性能图7.1 漏液

34、线由u0,min=4.4C0(0.0056+0.I3h,-ho)Pz/Pv_Vs.min0.inin一4o1.=hw+how二些H得Owl(X)OJ-ZX23(0.0056+0.13-h)plPv=4.40.772X0.1010.194J(0.0056+0.130.06+1f36(X)1一0.0041)792.067/1.332V1000V0.594)得K.min=055673.14L52z35.53提储段：Vs.niin=4.4GA,(0.0056+0.13町(齐)-h11)PJPV=4.40.7720.1011.62(0.0056+0.130.06+X1X詈-0.0046)953.51/0

35、.711Vsimin=0.556a164.59L52z3+11.807.2液沫夹带线以=0.1kg液kg气为限求匕-LS关系:hw=0.06mhw,=0.0575hf=2.5h4=2.5x(h,+0卬)uoHT hf)3.2Vs。二7一 AT-AfVS0.5024 -0.036= 2.14 V5= 2.84 /4FI(X)O 2.84 WOO1(3600LS0.594)2/3= 0.944L52z3,精微段h=0.15+2.36Z3,=5.7XIOYu02=5.7x10-62.14Y产=0.vOLHT-h40.12741030.3-2.36Ls2z3整理得V5=0.766-8.558Ls2z3

36、提微段h,f=0.144+1.7575/3,5.7106zIfO、325.7XIoF,2.14Vs32ev=()=7(:77)=0.1。HLhf53.6387W30.306-1.7575L,s2z3解得V,s=3.286-18.876Ls2z3Vs=3.286-18.876Ls2z37.3 液相负荷下限线对平直堰取堰上上层清液高度精微段h*0.00631m,how=X1X(3600-)2z3=0.0063110001.0565.min=9.23104w35提福段鼠二0.0125m,h0w=2吧Xlx(出叫L)Zn=0.0125ow10001.0565min=0.00271w3/57.4 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限0=&L=4故LS精福段：Ls,max0036x0.45=o,oo4后a提铺段：及max40036045=0,0041/.7.5液泛线Hd=(Hr+hw)由“d=hp+h,+hll,hp=,.+%+几，%=B%,hL=hwhow2得aVs2=b-cLs2-dLs其中0.051,、a=TD（八）CO)PLb=H+(-l)A,c=0,15