化工原理课程设计乙醇和水

设计任务书

(一) 设计题目：

试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。进精馏塔的料液含乙醇25% 〔质量分数，下同〕，其余为水；产品的乙醇含量不得低于94% ；残液中乙醇含量不得高于0.1% ；要求年产量为17000吨/年。

(二) 操作条件

1) 塔顶压力4kPa〔表压〕

2) 进料热状态自选

3) 回流比自选

4) 塔底加热蒸气压力0.5Mpa〔表压〕

5) 单板压降≤0.7kPa。

(三) 塔板类型

自选

(四) 工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五) 设计内容

1、设计说明书的内容

1) 精馏塔的物料衡算；

2) 塔板数确实定；

3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5) 塔板主要工艺尺寸的计算；

6) 塔板的流体力学验算；

7) 塔板负荷性能图；

8) 精馏塔接管尺寸计算；

9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求：

1) 绘制生产工艺流程图〔A2号图纸〕；

2) 绘制精馏塔设计条件图〔A2号图纸〕。

目录

1. 设计方案简介 (1)

1.1设计方案确实定 (1)

1.2操作条件和根底数据 (1)

2.精馏塔的物料衡算 (1)

2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (1)

2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1)

2.3物料衡算 (2)

3.塔板数确实定 (2)

3.1理论板层数N T的求取 (2)

3.1.1 求最小回流比及操作回流比 (2)

3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 (3)

3.1.3 求操作线方程 (3)

3.1.4 图解法求理论板层数 (3)

3.2 塔板效率的求取 (4)

3.3 实际板层数的求取 (5)

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (5)

4.1操作压力计算 (5)

4.2 操作温度计算 (5)

4.3 平均摩尔质量的计算 (5)

4.4 平均密度的计算 (6)

4.4.1 气相平均密度计算 (6)

4.4.2 液相平均密度计算 (6)

4.5液体平均外表张力计算 (7)

4.6液体平均黏度计算 (7)

5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)

5.1塔径的计算 (8)

5.1.1精馏段塔径的计算 (8)

5.1.2提馏段塔径的计算 (9)

5.2精馏塔有效高度的计算 (9)

5.3精馏塔的高度计算 (10)

6.塔板主要工艺尺寸的计算 (10)

6.1溢流装置计算 (10)

6.1.1堰长l w (10)

6.1.2 溢流堰高度h w (11)

6.1.3 弓形降液管宽度W d和截面积A f (11)

6.1.4 降液管底隙高度h o (11)

6.2塔板布置 (12)

6.2.1塔板的分块 (12)

6.2.2边缘区宽度确定 (12)

6.2.3开孔区面积计算 (12)

6.2.4筛孔计算及其排列 (12)

7.筛板的流体力学验算 (13)

7.1塔板降 (13)

7.1.1干板阻力h c计算 (13)

7.1.2气体通过液层的阻力h l计算 (13)

7.1.3液体外表张力的阻力hσ计算………………………………………

13

7.2液面落差 (13)

7.3液沫夹带 (14)

7.4漏液 (14)

7.5液泛 (14)

8.塔板负荷性能图 (15)

8.1漏液线 (15)

8.2液沫夹带线 (15)

8.3液相负荷下限线 (16)

8.4液相负荷上限线 (17)

8.5液泛线 (17)

9.主要接管尺寸计算 (19)

9.1蒸汽出口管的管径计算 (19)

9.2回流液管的管径计算 (19)

9.3进料液管的管径计算 (19)

9.4釜液排出管的管径计算 (19)

10.塔板主要结构参数表 (20)

11.设计过程的评述和有关问题的讨论 (21)

参考文献 (23)

1. 设计方案简介

1.1设计方案确实定

本设计任务为别离乙醇—水混合物提纯乙醇，采用连续精馏塔提纯流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，回流比拟大，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.2操作条件和根底数据

进料中乙醇含量〔质量分数〕 w F = 0.25； 产品中乙醇含量〔质量分数〕 w D = 0.94； 塔釜中乙醇含量〔质量分数〕 w W = 0.001； 处理能力 G F = 17000吨/年； 塔顶操作压力 4 kPa ； 进料热状况 泡点进料； 单板压降 ≤0.7kPa ；

2.精馏塔的物料衡算

2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 M A =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmo l x F =02.18/75.007.46/25.007

.46/25.0+=0.115

x D =02

.18/06.007.46/94.007

.46/94.0+=0.860

x W =

02

.18/999.007.46/001.007

.46/001.0+=0.0004

2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F ==⨯-+⨯02.18)115.01(07.46115.021.25kg/kmol

M D ==⨯-+

⨯02.18860.0107.46860.0）（42.14kg/kmol

M W ==⨯-+⨯02.18)001.01(07.46001.018.05kg/kmol 2.3物料衡算

每年300天，每天工作24小时，其处理量为17000吨/年

故原料液的处理量为 F=

=⨯⨯25

.2124300/10170003）

（111.11kmol/h 总物料衡算 111.11= D + W

乙醇的物料衡算 111.11⨯0.115 = 0.860D + 0.0004W 联立解得 D = 14.81kmol/h W = 96.30kmol/h

3.塔板数确实定

3.1理论板层数N T 的求取

3.1.1 求最小回流比及操作回流比

乙醇-水是非理想物系，先根据乙醇-水平衡数据〔见下表1〕，绘出平衡线，如下列图所示。

表1乙醇—水系统t —x —y 数据

在上图对角线上，自点c 〔0.115,0.115〕作垂线ec 即为q 线，该线与相平衡线的由a 点引出的切线的交点坐标为 y q =0.354 ， x q =0.115 故最小回流比为 R min =--=

115

.0354.0354

.086.012.2

R =1.5R min =1.5⨯2.12=3.18 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 L 10.4781.1418.3=⨯==RD kmol/h V =91.6181.14)118.3()1(=⨯+=+D R kmol/h

L '21.15811.11110.47=+=+=F L kmol/h V '91.61==V kmol/h 3.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 y 206.0761.0860.091

.6181.1491.6110.47+=⨯+=+=

x x x V D x V L D 提馏段操作线方程为

y '

001.0555.20004.091

.6130

.9691.6121.158''''''-=⨯-=

-=x x x V W x V L W 3.1.4 图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，结果见上图，得理论塔板数N T =15块〔不包括再沸器〕，精馏段12块，提馏段3块〔不包括再沸器〕 3.2 塔板效率的求取 操作温度计算：

由乙醇—水的气液两相平衡图【1】可查得组成分别为⎪⎩⎪

⎨⎧===0004.0115.0860

.0W

F D x x x 的泡点温度：

⎪⎩

⎪

⎨⎧===℃

塔釜温度：℃进料板温度：

℃塔顶温度：5.99t 5.85t 5.78t W F D 由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：

塔顶和塔釜的气液两相组成为：⎪

⎪⎩

⎪⎪⎨⎧⎩⎨⎧==⎩⎨⎧==002.00004.0860

.0860

.0A A A A y x y x 塔釜：塔顶：

查化工物性算图手册得：⎩⎨⎧==2.1502

.1底

顶αα

那么塔内相对挥发度：94.32.1502.1=⨯=⋅=底顶αααm 全塔液体平均粘度的计算：

液相平均粘度的计算，即 i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均粘度的计算 由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得：

s mPa A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ )36.0lg(140.0)45.0lg(860.0lg +=LD m μ 解出 s mPa LDm ⋅=44.0μ 塔底液相平均粘度的计算

042.0=A y 塔釜

由C 5.99︒=W t ，查手册【3】得：

s mP A ⋅=34.0μ s mPa B ⋅=29.0μ 【1】

)29.0lg(958.0)34.0lg(042.0lg +=LWm μ 解出 s mPa LWm ⋅=29.0μ 那么全塔液相平均粘度为

s mP Lm ⋅=+=37.02)29.044.0(μ 故 s mP Lm m ⋅=⨯=46.137.094.3μα 查奥康内尔〔o'connell 〕关联图

【1】

得： %450=E

因为筛板塔全塔效率相对值为1.1【1】，故精馏塔的全塔效率为 %50%451.11.10=⨯=⨯=E E 3.3 实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N 2450.0/12==精 提馏段实际板层数 N ==50.0/3提6

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力计算

塔顶操作压力 3.10543.101=+=D P kpa 每层塔板压降 kPa P 7.0=∆

进料板压力 1.122247.03.105=⨯+=F P kpa

精馏段平均压力 7.1132/1.1223.105m =+=）（P kpa 4.2 操作温度计算

从乙醇-水溶液的气液相平衡图

【1】

查得泡点温度〔近似看作是操作温度〕为：

塔顶温度 C 5.78︒=D t

进料板温度 ℃5.85=F t 精馏段平均温度为：℃822/)5.855.78(=+=m t 4.3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算

由860.01==y x D ，查平衡曲线〔x -y 图〕，得

kmol kg M kmol kg M x LDm VDm /81.4102.18)848.01(07.46848.0/14.4202.18)860.01(07.46860.0848

.01=⨯-+⨯==⨯-+⨯==

进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板〔x -y 图〕，得 415.0=F y

查平衡曲线〔x -y 图〕，得 105.0=F x

kmol kg M VFm /08.3002.18)430.01(07.46415.0=⨯-+⨯= kmol kg M LFm /25.2102.18)115.01(07.46105.0=⨯-+⨯= 精馏段平均摩尔质量

kmol kg M Vm /11.362)08.3014.42(=+= kmol kg M Lm /53.312)25.2181.41(=+= 4.4 平均密度的计算 4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 55.1)

15.27382(314.811

.367.113m =+⨯⨯==

m Vm m V RT M P ρkg/3m 4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 i i Lm a ρρ∑=1 塔顶液相平均密度的计算 由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得

3/0.611m kg A =ρ 3/7.972m kg B =ρ 塔顶液相的质量分率 940.002

.18140.007.46860.007

.46860.0=⨯+⨯⨯=

A a

3/9.6247

.972060.00.940.01

m kg LDm =+=

ρ

进料板液相平均密度的计算 由℃5.85=F t ，查手册【2】得

3/0.505m kg A =ρ 3/6.867m kg B =ρ 进料板液相的质量分率 230.002

.18895.007.46105.007

.46105.0=⨯+⨯⨯=

A a

3/2.7736

.867770.00.230.01

m kg LFm =+=

ρ

精馏段液相平均密度为

3/1.6992)2.7739.624(m kg Lm =+=ρ 4.5液体平均外表张力计算 液相平均外表张力依下式计算，即 ∑=i i Lm x σσ

塔顶液相平均外表张力的计算 由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得

m mN A /3.17=σ m mN B /9.62=σ m mN LD m /7.239.62140.03.17860.0=⨯+⨯=σ 进料板液相平均外表张力的计算 由℃5.85=F t ，查手册得

m mN A /9.15=σ m mN B /4.60=σ m mN LD m /3.554.60885.09.15115.0=⨯+⨯=σ 精馏段液相平均外表张力为

m mN Lm /5.392)3.557.23(=+=σ 4.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即

i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均粘度的计算 由C 5.78︒=D t ，查手册【2】得：

s mPa A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ )36.0lg(140.0)45.0lg(860.0lg +=LD m μ 解出 s mPa LDm ⋅=44.0μ 进料板液相平均粘度的计算 由℃5.85=F t ，查手册【3】得：

s mP A ⋅=45.0μ s mPa B ⋅=36.0μ 【1】 )36.0lg(926.0)45.0lg(074.0lg +=LFm μ 解出 s mPa LWm ⋅=37.0μ 精馏段液相平均粘度为

s mPa Lm ⋅=+=41.02)37.044.0(μ

5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算

5.1塔径的计算

5.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 40.055

.1360011

.3691.613600=⨯⨯==

Vm Vm s VM V ρm 3/s

0006.01

.699360053

.3110.473600=⨯⨯==

Lm Lm s LM L ρm 3/s

由 V

V

L C

u ρρρ-=max 式中C 由式2

.02020⎪⎭

⎫ ⎝⎛=L C C σ计算，式中C 20由图〔史密斯关系图〕【4】

查得，图的

横坐标为

032.055.11.69940.00006.02

1

2

1

=⎪⎭

⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛V L s s V L ρρ

取板间距m H T 40.0=，板上液层高度m h L 06.0=，那么 m h H L T 34.006.040.0=-=-

查图〔史密斯关系图〕【4】

得 073.020=C

084.0205.39073.0202

.02

.020=⎪

⎭

⎫ ⎝⎛=⎪

⎭⎫ ⎝⎛=L C C σ

s m u /78.155

.155

.11.699084

.0max =-=

取平安系数为0.7，那么空塔气速为 25.178.17.07.0max =⨯==u u m/s 64.025

.114.340

.044=⨯⨯==

u V D s πm 5.1.2提馏段塔径的计算

提馏段塔径计算，所需数据可从相关手册【1，2，4】

查得，计算方法同精馏段。计算

结果为

52.0=D m

比拟精馏段与提馏段计算结果，两段的塔径相差不大，圆整塔径，取 8.0=D m 塔截面积为 50.08.04

14

.34

22=⨯=

=

D A T π

m 2 实际空塔气速为 8.050

.040.0===

T s A V u m/s 5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

2.94.0)124(1=⨯-=-=T H N Z ）（精精m 提馏段有效高度为

24.0)16(1=⨯-=-=T H N Z ）（提提m 故精馏塔的有效高度为

2.1122.9=+=+=提精Z Z Z m 5.3精馏塔的高度计算 实际塔板数 块；30=n 进料板数 块1=F n ；

由于该设计中板式塔的塔径mm D 800≥，为安装、检修的需要，选取每6层塔板设置一个人孔【4】，故人孔数 5=p n ； 进料板处板间距 m H F 5.0=； 设人孔处的板间距m H p 6.0=；

为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距【4】，应选取塔顶间距 m H H T D 68.040.07.17.1=⨯==； 塔底空间高度 m H B 2.1=【4】

封头高度 mm H 3751=；【5】

裙座高度 mm H 10002=。 故精馏塔的总高度为

2121H H H H H n H n H n n n H B D p P F F T P F ++++++---=）（

00.1375.0220.168.060.0550.0140.0)15130(+⨯+++⨯+⨯+⨯---= =16.33m 6.塔板主要工艺尺寸的计算 6.1溢流装置计算

因为塔径8.0=D m ，一般场合可选用单溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盘。各项计算如下： 6.1.1堰长l w

取 53.08.066.066.0=⨯==D l W m

6.1.2 溢流堰高度h w 由 OW L W h h h -=

选用平直堰，堰上液层高度h OW 由下式计算，即 3

2100084.2⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛=W h OW

l L E h 近似取E =1，那么 =⎪⎭

⎫

⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛=3

23

253.036000006.01100084.2100084.2W h OW

l L E h 0.007m

取板上清液层高度 mm h L 60=

故 053.0007.006.0=-=-=O W L W h h h m 6.1.3 弓形降液管宽度W d 和截面积A f 由

66.0=D

l W

查图〔弓形降液管的参数〕【4】

，得

072.0=T

f A A

12.0=D

W d

故

m

D W m A A d T f 096.08.012.012.0036.050.0072.0072.02=⨯===⨯==

依式h

T

f L H A 3600=θ 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即

s L H A h

T

f 5243600

0006.040

.0036.036003600>=⨯⨯⨯=

=

θ

故降液管设计合理。 6.1.4 降液管底隙高度h o '

=

03600u l L h W h

取 s m u /08.00='

那么 '

=

03600u l L h W h

m 014.008

.053.036003600

0006.0=⨯⨯⨯=

m m h h W 006.0039.0014.0053.00>=-=- 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度mm h W 50='

【4】

6.2塔板布置 6.2.1塔板的分块

因为mm D 800=，故塔板采用分块式。查表〔塔板分块数〕【4】

，mm D 800=，那

么塔板分为3块。 6.2.2边缘区宽度确定

取 m W W s s 07.0='

=，m W c 035.0=

6.2.3开孔区面积计算 开孔区面积a A 按下式计算，即

⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A a 122

2sin 1802π

其中 m W W D x s d 23.0)07.0096.0(28.0)(2=+-=+-=

m W D r C 365.0035.02

8

.02=-=

-= 故 a A =⨯+-⨯

=-）（365

.023.0sin 180365.014.323.0365.023.02122

20.31m 2 6.2.4筛孔计算及其排列

本次所处理的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d 50=。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为 mm d t 155330=⨯== 筛孔数目n 为 1592015.031

.0155.1155.12

2=⨯==t A n a 个 开孔率为

%1.10015.0005.0907.0907.02

20=⎪⎭⎫

⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=t d φ

气体通过阀孔的气速为

78.1231

.0101.040.00=⨯==

a s A V u m/s 7.筛板的流体力学验算

7.1塔板降

7.1.1干板阻力h c 计算 干板阻力h c 由下式计算，即

⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛=L V c c u h ρρ2

00051.0 由67.1350==δd ，查图〔干筛孔的流量系数〕【4】

得，772.00=c

故 031.01.69955.1772.078.12051.02

=⎪⎭

⎫

⎝⎛⎪

⎭

⎫ ⎝⎛=c h m 液柱 7.1.2气体通过液层的阻力h l 计算 气体通过液层的阻力h l 由下式计算，即

)

/(07.155.186.0/86.0036

.050.040

.021210m s kg u F s

m A A V u h h V a f T s a L

l ⋅====-=-=

=ρβ

查图〔充气系数关联图〕【4】

得：61.0=β

故 037.0)007.0053.0(61.0)(=+=+==O W W L l h h h h ββm 液柱 7.1.3液体外表张力的阻力h σ计算

液体外表张力所产生的阻力h σ由下式计算，即

液柱m gd h L L 0046.0005.081.91.699105.394430=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ

气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算，即

液柱

m h h h h h p l c p 073.00046.0037.0031.0=++=++=σ

气体通过每层塔板的压降为

kPa Pa g h P L p 7.06.50081.91.699073.0<=⨯⨯==∆ρ〔设计允许值〕 7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径〔m m D 28.0<=〕和液流量〔s m L s /0006.03=〕均不大，故可以忽略液面落差的影响。 7.3液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

m h h h H u e L f f T a L V 15.006.05.25.2107.52

.36=⨯==⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛-⨯=

-σ 故 气液气液kg kg kg kg e V /1.0/008.015.040.086.0105.39107.52

.336<=⎪

⎭

⎫

⎝⎛-⨯⨯=--

故在本次设计中液沫夹带量e V 在允许范围内。 7.4漏液

对筛板塔，漏液点气速min ,0u 可由下式计算，即

s

m h h C u V

L L /77.655.1/1.699)0046.006.013.00056.0(772.04.4)13.00056.0(4.40min ,0=⨯-⨯+⨯=-+=ρρσ 实际孔速min ,00/78.12u s m u >= 稳定系数为

2

5.189.177.678

.12min

,00<<==

=

K u u K

故在本次设计中无明显漏液。 7.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d 应服从下式的关系，即 )(W T d h H H +≤ϕ

乙醇—水物系属一般物系，不易发泡，故平安系数取6.0=ϕ【4】，那么 m h H W T 27.0)053.040.0(6.0)(=+⨯=+ϕ 而 d L p d h h h H ++=

板上不设进口堰，h d 可由下式计算，即

液柱m u h d 001.0)08.0(153.0)(153.0220=⨯='

=

m

h H H m m H W T d d 27.0)(134.0134.0001.006.0073.0=+≤==++=ϕ液柱

故在本次设计中不会发生液泛现象。

8.塔板负荷性能图

8.1漏液线

由 V L L h h C u ρρσ)13.00056.0(4.40min ,0-+= 0

min ,min ,0A V u s =

OW W L h h h += 3

2100084.2⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛=W h OW

l L E h 得

55

.11.6990046.092.036001100084.2053.013.00056.031.0101.0772.04.4100084.213.00056.04.43

23

20min ,⎪⎭

⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯++⨯⨯⨯⨯=⎪⎭

⎪

⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=s V L W h W a s L h l L E h A C V ρρσ

整理得 3

2min ,35.4156.311.0s

s L V +=

在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表2。

表2

由上表数据即可作出漏液线1。 8.2液沫夹带线

以气液kg kg e V /1.0=为限，求V s —L s 关系如下：

由 2

.36107.5⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛-⨯=

-f

T a L V h H u e σ s s

f T s a V V A A V u 16.2036

.050.0=-=-=

)(5.25.2O W W L f h h h h +== 053.0=W h 3

23

271.092.036001100084.2s

s OW

L L h =⎪⎭

⎫ ⎝⎛⨯⨯=

故 278.113.0s f L h +=

1

.078.127.086.0105.39107.578.127.02

.33236

3

2=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛-⨯⨯=-=---s s

V s

f T L V e L h H

整理得 3

298.1542.2s s L V -=

在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s 值，计算结果列于表3。

表3

由上表数据即可作出液沫夹带线2。 8.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度m h OW 006.0=作为最小液体负荷标准。那么 006.03600100084.23

2=⎪⎪⎭

⎫

⎝⎛=W s OW

l L E h

取1=E ，那么

s m L s /00024.03600

53

.084.21000006.033

2min ,=⎪

⎭

⎫

⎝⎛⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。