苯一甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计.doc

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1、目 录绪论.03第一章 板式塔课程设计任务书.06 1.1课程名称.06 1.2设计条件（原始数据）.06第二章 设计计算.07 2.1设计方案的确定.07 2.2设计基础数据.07 2.3精馏塔的物料衡算.09 2.4塔板数的确定.10 2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.12 2.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算.20 2.7塔板主要工艺尺寸的计算.22 2.8筛板的流体力学验算.25 2.9塔板负荷性能图.29第三章 板式塔设计计算结果.35第四章 参考文献.3636概述板式塔板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应

2、用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。沿革工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日

3、益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生产规模不断扩大,大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。操作特性 各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作，才能保证气液两相有效接触，从而得到较好的传质效果。可用塔板负

4、荷性能图(图5)来表示塔板正常操作时气液流量的范围，图中的几条边线所表示的气液流量限度为：漏液线。气体流量低于此限时，液体经开孔大量泄漏。过量雾沫夹带线。气体流量高于此限时，雾沫夹带量超过允许值，会使板效率显著下降。液流下限线。若液体流量过小，则溢流堰上的液层高度不足，会影响液流的均匀分布，致使板效率降低。液流上限线。液体流量太大时，液体在降液管内停留时间过短,液相夹带的气泡来不及分离,会造成气相返混，板效率降低。液泛线。气液流量超过此线时，引起降液管液泛，使塔的正常操作受到破坏。如果塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好，就称这些塔板的操作弹性大。浮阀塔和泡罩塔的操作弹性较大，筛板塔

5、稍差。这三种塔型在正常范围内操作的板效率大致相同工业要求工业生产对塔板的要求主要是：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。 第一章 板式塔课程设计任务书1.1 课程名称苯一甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计1.2 设计条件(原始数据)设计任务及操作条件（1） 进入精馏塔的料液含苯 40 %，其余为甲苯。（2） 塔顶馏出液中含苯 96 %，塔釜液中含苯不低于 3 %（3） 原料液处理量为 72+3314

6、/100 吨/日（24小时）。（4）操作条件精馏塔顶压强 4kPa(表压)进料热状态 泡点进料回流比 Rmin=1.39加热蒸汽压强 500kPa(表压)单板压强降 0.7kPa 全塔效率 ET=60%（5）建厂地址 泉州第二章 设计计算2.1设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元棍合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝.冷凝液在泡点下一部分回流至塔内.其余部分经产品冷却器冷却后送至储破。该物系属易分离物系.最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜来用间接蒸汽加热。塔底产品经冷却后送

7、至储罐。2.2设计基础数据其他物性查相关手册（1） 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量/沸点/临界温度 tc/临界压强pc/kpa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C7H892.13110.6318.574107.7表1（2） 饱和蒸汽压：苯和甲苯的饱和蒸汽压可有Antoine方程式求算。（3） LogP=A-B/(t+C）式中 t物系温度， P饱和蒸汽压，kpa；A, B, CAntoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58表2（3）液体的表面张力温度/8090100110120表面张力（苯）21.2720.061

8、808517.6616.49表面张力（甲苯）21.6920.5919.9418.4117.31表3（4）苯和甲苯的液相密度（kg/m）温度/8090100110120密度（苯）815803.9792.5780.3768.9密度（甲苯）810.0800.2790.3780.3770.0表4液体粘度/（mpa.s）温度/8090100110120粘度（苯）0.3080.2790.2550.2330.215粘度（甲苯）0.3110.2860.2640.2540.228表52.3精馏塔的物料衡算1） 原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量：=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量：=92.13k

9、g/kmol=0.440=0.966=0.0352） 原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔分数=0.44078.11+（1-0.440）=85.963） 物料衡算原料处理量：F=3192.5/85.96=37.14kmol/h总物料衡算：37.14=D+W苯物料衡算：联立解得：2.4塔板数的确定1) 理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层致。根据化工原理下册提供的苯一甲苯气液平衡数据，绘出x-y图，图1 图解法求理论板层数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中对角线_、，自点e (0.44, 0. 44)作垂线e.f 即为进料线(q 线)。该线与平衡线的交

10、点坐标为 故最小回流比为:取操作回流比为:求精馏塔的气、液相负荷。(kmol/h) 求操作线方程。精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为图解法求理论板层数。采用图解法求理论板层数，见图一求解结果为: 总理论板层数：包括再沸器) 进料板位置:2) 、实际板层数的求取:精馏段实际板层数:提馏段实PI板层数:2.5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:kPa每层塔板压降:kPa进料板压力: kPa塔底操作压力:精馏段平均压力: kPa提馏段平均压力:Pm=（111.6+121.4）/2=116.5 kPa （2）、操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡

11、点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果为：查二元相图可知：塔顶温度：82.0；当Pa=111.6kPa时，用同样方法计算可得；进料板温度：94.1；当Pa=116.5kPa时，用同样方法计算可得；塔底温度tw=116.5。精馏段平均温度：tm（82.094.1）/2 =88.05提馏段平均温度：tm=（116.5+94.1）/2 =105.3（3）平均摩尔质量计算1）塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图1），得x1=0.927MVDm =0.96678.11+(1-0.966)92.13=78.59kg/kmolMLDm =0.9277

12、8.11+(1-0.927)92.13=79.13 kg/kmol2）进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图1），得yF0.648查平衡曲线（见图1），得xF0.428MVFm =0.64878.11+(1-0.648)92.13=83.05 kg/kmolMLFm =0.42878.11+(1-0.428)92.13=86.13 kg/kmol3）塔底平均摩尔质量计算由图1可得 X13=0.035 y13=0.051MVWm =0.05178.11+（1-0.051）92.13=91.41MLWm =0.03578.11+（1-0.035）92.13=91.644）精馏段平均摩尔质量MV

13、m=(78.59+83.05)/2=80.82 kg/kmolMLm=(79.13+86.13)/2=82.63kg/kmol5）提馏段平均摩尔质量MVm=(91.41+83.05)/2=86.61 kg/kmolMLm=(91.64+86.13)/2=88.89kg/kmol（4）平均密度计算 1精馏段计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 Vm（Pm MVm )/（RTm）(108.4580.82)/8.314(88.05+273.15) 2.92 kg/m3液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1/Lmi/i塔顶液相平均密度的计算：由表3画出图2，tD82.0，由图2的：

14、A812.93 kg/m3 , B808.26 kg/m3LDm10.9614/812.93+(1-0.9614）/808.26=812.75 kg/m3进料板液相平均密度的计算:tF94.1，由图2的A798.94 kg/m3 , B795.8 kg/m3进料板液相的质量分率A(0.42878.11)/0.42878.11+(1-0.428)92.13=0.388Fm10.388/798.94+(1-0.388）/795.8)=797.02 kg/m3精馏段液相平均密度为 Lm =（812.75+797.02）/2=804.885 kg/m3 2提馏段计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程

15、计算，即 Vm（Pm MVm )/（RTm）(116.586.61)/8.314(105.3+273.15) 3.21 kg/m3液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1/Lmi/i塔底液相平均密度的计算：tw116.5，由图2得：A772.36 kg/m3 , B773.44 kg/m3LWm10.018/772.36+(1-0.018）/773.44=773.42kg/m3进料板液相平均密度的计算:由tF94.1，由图2的A798.94 kg/m3 , B795.8 kg/m3进料板液相的质量分率A(0.42878.11)/0.42878.11+(1-0.428)92.13=0.38

16、8LFm10.388/798.94+(1-0.388）/795.8)=797.02kg/m3提馏段液相平均密度为 Lm =（773.42+797.02）/2=785.22 kg/m3 （5）液体平均表面张力计算 1精馏段计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmxii塔顶液相平均表面张力的计算:tD82.0，由图得A =21.02 mN/m ,B =21.48 mN/m LDm =0.96621.02+(1-0.966)21.48 =21.04 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算:由tF94.1，由图4得 A =19.58mN/m ,B =20.33 mN/m LFm =0.44019.58+

17、(1-0.440)20.33=20 mN/m 精馏段液相平均表面张力为Lm =（21.04+20）/2=20.52 mN/m 由表4画出图t2提馏段计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmxii塔顶液相平均表面张力的计算:tw116.5，由图3得A =16.9mN/m ,B =17.72 mN/m LWm =0.03516.9+(1-0.035)17.72=17.69 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算:由tF94.1，由图4得 A =19.58mN/m ,B =20.33 mN/m LFm =0.44019.58+(1-0.440)20.33=20 mN/m提馏段液相平均表面张力为：Lm

18、=（20+17.69）/2=18.85 mN/m（6）液体平均粘度计算1精馏段计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 :由表5画出图4 tD82.0，由图4得 A=0.302 mPas , B=0.306 mPaslgLDm =0.966lg(0.302)+ (1-0.966)lg(0.306)解出LDm =0.302 mPas进料板液相平均粘度的计算: 由tF94.1，由图5得 A=0.269 mPas , B=0.277 mPaslgLFm =0.440lg(0.269)+ (1-0.440)lg(0.277) 解出LFm =0.273mPas 精馏段液相

19、平均粘度为:Lm=(LDm+LFm)/2=(0.302+0.273)/2=0.288mPas2提馏段计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 :tw116.5，由图4得 A=0.222 mPas , B=0.238 mPaslgLWm =0.035lg(0.222)+ (1-0.035)lg(0.238)解出LWm =0.237 mPas进料板液相平均粘度的计算: 由tF94.1，由图5得 A=0.269 mPas , B=0.277 mPaslgLFm =0.440lg(0.269)+ (1-0.440)lg(0.277) 解出LFm =0.273mPas 提

20、馏段液相平均粘度为:Lm =(LWm+LFm)/2=(0.237+0.273)/2=0.255mPas2.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算1 精馏段的计算塔径的计算 :精馏段的气、液相体积流量为Vs =(VMvm)/(3600vm)=(63.9680.82)/(36002.92)=0.492 m3/sLs =(LMLm)/(3600Lm)=(59.0682.63)/(3600804.885)=0.00168 m3/sUmax = C（L-V）/V 式中C由式(5-5)计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL 0.07m，则 HT-hL0.45-0.07

21、 0.38 m 查课本图5-1得C20=0.083CC20(L/20)0.20.083(20.52/20)0.20.0834Umax 0.0834（804.885-2.92）/2.92 =1.382 m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为u= 0.6Umax0.61.3820.8292m/sD=（4Vs/u） =(40.492)/(0.8292) = 0.869m按标准塔径圆整后为D1.0 m 塔截面积为 AT = (/4)D2= 0.7851.02 = 0.785 m2 实际空塔气速为 u = VS/AT = 0.492/0.785 = 0.386 m/s2 提馏段的计算塔径的计算 :提馏段

22、的气、液相体积流量为Vs=(VMvm)/(3600vm)=(63.9686.61)/(36003.21) =0.479 m3/sLs=(LMLm)/(3600Lm)=(101.188.89)/(3600785.22) =0.0032 m3/sUmax =C（L-V）/V 式中C由式(5-5)计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL 0.07m，则 HT-hL0.45-0.07 0.38 m 查课本图5-1得C20=0.083CC20(L/20)0.20.083(18.85/20)0.20.082Umax 0.082（785.22-3.21）/3.

23、21 =1.28 m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为U= 0.6Umax0.61.280.768 m/sD=（4Vs/u） =(40.479)/(0.768) = 0.891m按标准塔径圆整后为D1.0m 塔截面积为 AT = (/4)D2= 0.7851.02 = 0.785 m2实际空塔气速为 u = VS/AT = 0.476/0.785 = 0.606 m/s精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为： Z精=(N精-1)HT =(9-1) 0.45=3.6 m 提馏段有效高度为： Z提=(N提-1)HT =(13-1) 0.45=5.4m 在进料板上方开一人孔，其高度为:0.8m 故精

24、馏塔的有效高度为: Z= Z精+ Z提+0.9=3.6+5.4+0.8=9.8m2.7塔板主要工艺尺寸的计算 【1】精馏段(1) 溢流装置计算: 因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lw 取lw0.66D=0.661.0=0.66m溢流堰高度hw hwhL - hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即hOW(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3近似取E1,则hOW(2.84/1000) 1(0.001683600)/0.662/3 =0.012 m取板上清液层高度hL70mm 则hW0.07-0.012 =0.058 m弓形降液管

25、宽度Wd和截面积Af 由 lw/D =0.66 查图课本5-7，得Af/AT = 0.0722, Wd/D = 0.124故 Af = 0.0722AT =0.07220.785=0.057m2Wd = 0.124D =0.1241.0=0.124m依式课本(5-9)验算液体在降液管中停留时间， 即=（3600 AfHT）/ Lh =(36000.0570.45)/(0.001683600)=15.27s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0 h0 = Lh /(3600 lw u0)取降液管底隙的流速u0 =0.07 m/sh0 = (0.001683600) /(3600 0.66 0.

26、07)=0.036mhW - h0 = 0.058-0.036=0.022m 0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hW=60mm。 (2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为3块。 边缘区宽度确定 取Ws=Ws=0.075 m ,Wc=0.045 m 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按课本式5-12计算，即Aa =2x其中 x= D/2 - (Wd + Ws)= 0.5-(0.124+0.075)=0.301 m r= D /2 - Wc =0.5-0.045=0.455 m 故Aa=20.301 0.632 m2筛孔计算及其

27、排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm的碳钢板，取筛孔直径d06.5 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t3d036.519.5mm 筛孔数目n为：n =(1.155Aa)/t2(1.1550.632)/0.01952 1920开孔率为:= 0.907/(d0/t)2100%=0.907/(0.005/0.015) 2=10.1% 气体通过筛孔的气速为:u0 =VS/A0=0.621/(0.1010.632)=9.73m/s【2】提馏段(1) 溢流装置计算: 因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lw 取lw0.66D=0.661.0=

28、0.66m溢流堰高度hw hwhL hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即hOW(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3近似取E1,则hOW(2.84/1000) 1(0.00323600)/0.662/3 =0.018 m取板上清液层高度hL70mm 则hW0.07-0.018 =0.052 m弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lw/D =0.66 查图课本5-7，得Af/AT = 0.0722, Wd/D = 0.124故 Af = 0.0722AT =0.07220.785=0.057m2Wd = 0.124D =0.1241.0=0.124m依式课本(5-9)验

29、算液体在降液管中停留时间， 即=（3600 AfHT）/ Lh =(36000.0570.45)/(0.00363600)=17.125s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0 H0 = Lh /(3600 lw u0)取降液管底隙的流速u0 =0.2m/sH0 = (0.00363600) /(3600 0.66 0.2)=0.027mhW h0 = 0.052-0.027=0.025m0.006m故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hW =60mm。 (2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为3块。边缘区宽度确定 取Ws=Ws=0.

30、075m, Wc=0.045开孔区面积计算 开孔区面积Aa按课本式5-12计算，即Aa =2x其中 x= D/2 - (Wd + Ws)= 0.5-(0.149+0.075)=0.276m r= D /2 - Wc =0.5-0.045=0.455m故Aa =20.276 0.76m2 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm的碳钢板，取筛孔直径d06.5 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t3d036.5=19.5mm筛孔数目n为：n =(1.155Aa)/t2(1.1550.76)/0.01952 2309开孔率为:= 0.907(d0/t)2100%=0.90

31、7(0.0065/0.0195) 2=10.1% 气体通过筛孔的气速为:u0 =Vs/A0=0.479/ (0.1010.76)=6.24m/s2.8筛板的流体力学验算【1】精馏段(1)塔板压降干板阻力hc计算 干板阻力hc由课本式(5-19)计算，即hc=0.051(u0/c0)2(V/L)由d0/6.532.17，查图课本5-10得，C00.735 故hc=0.051(9.73/0.735)2(2.92/804.885)=0.032m液柱气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力h1由课本式（5-20）计算，即h1hL uaVS/(ATAf)=0.492/(0.785-0.057)=0

32、.675m/sF0uaV 1/2 =0.6752.921/2 1.15kg1/2/ (s m1/2)查图课本图5-11，得=0.63,故h1hL(hw+hOW)=0.63(0.058+0.012)=0.044m液柱液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由式（5-23）计算，即h(4L)/(Lgd0)(420.5210-3)/(804.8859.810.0065)0.0016m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hphc+h1+h0.032+0.044+0.00160.0776m液柱气体通过每层塔板的压降为:PphpLg 0.0776804.8859.81=612.7

33、Pa 0.7kPa(设计允许值) (2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带 液沫夹带量由课本式(5-24)计算，即ev = (5.710-6)/Lua/( HT-hf)3.2hf = 2.5hL = 2.50.07 = 0.175m故 ev = (5.710-6)/（20.5210-3）0.675/( 0.45-0.175)3.20.0049kg液/kg气1.5 故在本设计中无明显漏液。(5)液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应服从课本式(5-32)的关,即 Hd(HT+hw) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.

34、5，则 (HT+hw)=0.5(0.50+0.059)=0.28m 液柱而 Hd=hP+hL+hd 板上不设进口堰，hd可由课本式（5-30）计算，即 hd=0.153(u0)2=0.153(0.07)2=0.00075m 液柱 Hd=0.0776+0.07+0.00075=0.14835m液柱Hd(HT+hw),即：0.14835m液柱0.28m 液柱故在本设计中不会发生液泛现象。【2】提馏段(1)塔板压降干板阻力hc计算 干板阻力hc由课本式(5-19)计算，即Hc=0.051(u0/c0)2(V/L)由d0/6.532.17，查图课本5-10得，C00.735 故Hc=0.051(6.2

35、4/0.735) 2(3.21/785.22)=0.015气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力h1由课本式（5-20）计算，即H1hL uaVS/(ATAf)=0.479/(0.785-0.057)= 0.65 F0uaV 1/2 =0.653.211/2 1.16kg1/2/ (s m1/2)查图课本图5-11，得=0.63,故h1hL(hw+hOW)=0.63(0.052+0.018)=0.044m液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由式（5-23）计算，即H(4L)/(Lgd0)(418.8510-3)/(773.429.810.0065) 0.0015m液柱气

36、体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hphc+h1+h0.015+0.044+0.00150.0605m液柱气体通过每层塔板的压降为:PphpLg 0.0605773.429.81=459.03Pa 0.7kPa(设计允许值) (2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 液沫夹带 液沫夹带量由课本式(5-24)计算，即Ev = (5.710-6)/Lua/( HT-hf)3.2Hf = 2.5hL = 2.50.07 = 0.175m故 ev = (5.710-6)/（18.8510-3）0.65/( 0.5-0.175)3

37、.20.0028kg液/kg气1.5 故在本设计中无明显漏液。(5)液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应服从课本式(5-32)的关,即 Hd(HT+hw) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hw)=0.5(0.5+0.059)=0.2795m 液柱而 Hd =hP+hL+hd 板上不设进口堰，hd可由课本式（5-30）计算，即 Hd =0.153(u0，)2=0.153(0.2)2=0.006m 液柱 Hd =0.0605+0.07+0.006=0.1365m液柱Hd(HT+hw),即：0.1365m液柱0.279m 液柱故在本设计中不会发生液泛现象。2.9塔板负荷性能图 【1】精馏段(1)漏液线 由 u0,min=4.4C0 u0,min= VS,min/A0 hL=hW+hOW hOW=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3 VS,min=4.4C0A0代入数据解得; VS,min=