苯甲苯混合液篩板精餾塔研發(fā)設(shè)計(jì)

1、長(zhǎng)江大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)姓名：班 級(jí)：高材11002學(xué)號(hào)：序號(hào)：目錄1苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)概述 1矚慫潤(rùn)厲釤瘞睞櫪廡賴。2 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)聞創(chuàng)溝燴鐺險(xiǎn)愛(ài)氌譴凈。3 設(shè)計(jì)計(jì)算殘騖樓諍錈瀨濟(jì)溆塹籟。3.1設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 3.2精餾塔的物料衡算 孵貿(mào)攝爾霽斃攬磚鹵廡。3.3 塔板數(shù)的確定 4M養(yǎng)摶篋飆鐸懟類蔣薔。3.4塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.3.5精餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算 歩楨廣鰳鯡選塊網(wǎng)羈淚。4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算夠婭盡損鶴慘歷蘢鴛賴。4.1塔徑的計(jì)算 籟叢媽羥為贍債蟶練淨(jìng)。4.2塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 9預(yù)頌圣鉉

2、儐歲齦訝驊糴。5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1降釤嗆儼勻諤鱉調(diào)硯錦。6精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1袈誅臥瀉噦圣騁貺頂廡。7設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 1擁締鳳襪備訊顎輪爛薔。1苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)概述塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，已經(jīng) 受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn) 量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面，都有非 常重大的影響。贓熱俁閫歲匱閶鄴鎵騷。精餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)最常用的一種單元操作， 在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下(有 時(shí)加質(zhì)量劑)，使氣液兩相多次直

3、接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮 發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移， 實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。 根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù) 的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。 本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分 離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯。 壇搏鄉(xiāng)囂懺蔞鍥鈴氈淚。2板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯混合液篩板精餾塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)(1) 原料液中苯含量：質(zhì)量分率=55%(質(zhì)量)，其余為甲苯(2) 塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于98% (質(zhì)量)。(3) 塔底釜液含甲苯量

4、不低于 98%(質(zhì)量)生產(chǎn)能力：45000 t/y苯產(chǎn)品，年開(kāi)工330天。三、操作條件(1) 精餾塔頂壓強(qiáng)：4.0kPa表壓)(3)回流比：R=1.5Rmi n。(5)冷卻水溫度：30 T 蠟變黲癟報(bào)倀鉉錨鈰贅。(2) 進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和液體單板壓降壓：0.7kPa飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/cm2(表壓)(7)設(shè)備型式：篩板塔四、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求(1) 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明(2) 塔的工藝計(jì)算(3) 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板的負(fù)荷性 能圖。(4) 編制設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表3設(shè)計(jì)計(jì)算3.1設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)

5、為分離苯一甲苯混合物。 由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以 在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn) 進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至 儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 1.5倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中 由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器 放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中 設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原

6、料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。買(mǎi)鯛鴯譖曇膚遙閆擷凄。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔， 孔徑一般為 38mm,篩孔在塔板上作正三角形排列 。 綾鏑鯛駕櫬鶘蹤韋轔糴。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖：. 再沸器U m冷凝術(shù)1霜熬）.+-T表1苯、甲苯在某些溫度t下的飽和蒸汽壓(譚天恩 化工原理P73)t/c80.184889296100104108110.6PA0/kPa101.3114.1128.4144.1161.3180200.3222.4237.7PB0/kPa3944.550.857.865.674.283.694101.3表2苯-甲苯物系在總壓101.325kPa下的

7、t-x(y)圖(譚天恩化工原理P73)t/ c80.184889296100104108110.6X10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570y10.9190.8250.7170.5940.4550.30.1250表3苯-甲苯物系在某些溫度 t下的a值(譚天恩化工原理P75)t/ c80.184889296100104108110.6a2.602.562.532.492.462.432.402.372.35X10.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570表4純組分的表面張力溫度(C)8090100110120苯，mN/m21.2201

8、8.817.516.2甲苯，mN/m21.720.619.518.417.3表5純組分的液相密度溫度(C)8090100110120苯,kg/m3814805791778763甲苯,kg/ m38098017917807683.2精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.1甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.1進(jìn)料組成苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.5555/78.155/78.1+45/92.1= 0.590塔頂餾出液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.9855/78.155/78.1+45/92.1 =0.983塔底釜液苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)=0.0255/78.1Xw =W 55/78.1+45

9、/92.1 =0.0235(2) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf =78.1 0.590 92.1 (1-0.590) = 83.84MD =78.1 0.983 92.1 (1-0.983) = 78.34Mw =78.1 0.0235 92.1 (1-0.0235) = 91.77(3) 物料衡算原料處理量45000 1000330 24= 67.77kmol /h全塔物料衡算:F=D+W FxF=DxD+WxW代入 F=67.77kmol/h xF=0.59 xD=0.983 解得 D=40.01koml/h，W=27.76kmol/h 式中 f原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)

10、品量xW=0.02353.3塔板數(shù)的確定(1)理論板數(shù)Nt的求取。苯一甲苯屬理想物系，可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù)。最小回流比及操作回流比的計(jì)算：由表3隨溫度的升高，a的值略有減小，但變化不大。取a的平均值:a = ( 2.6+2.35) /2=2.475ix2.475xy 二1 ( -1)x1 1.475x采用飽和液體進(jìn)料，q=1。于是Xe=XF=0.5902.475xf1 1.475xF2.475 0.5901 1.475 0.590= 0.781Xd Teye Xe0.983 -0.7810.781 -0.590-1.06取操作回流比為 R=1.5Rmi n=1.59求操作線方程精餾段操作線

11、方程為yn 1XnXd1.591.59 1 Xn0.9831.59 1=0.61x 0.38提餾段操作線通過(guò)(0.0235,0.0235)、( 0.590,0.740兩點(diǎn)于是得到提餾段操作線方程：y二1.26x+0.003逐板法求理論板數(shù):相平衡方程_：iX1( -1)x12解得Xx =y匚-C - 1)yy2.475 -1.475y用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算% = XD = 0.983， 治=込 =0.959 y1% :（1_%）yi 2.475（1 _yjy2 = 0.61為 0.38 = 0.965y22. 4 7-50.1.鳧7 5X2= 0.918 竺y3 =0.940

12、；7x_ yy3 = 0.940 2.475 J'475y > % =0.8057 ；交替應(yīng)用相平衡線和精餾段操作線方程得到以下數(shù)據(jù):n1234567xn0.959:0.9180.8630.7960.7230.6490.583yn0.9830.9650.940.9060.8660.8210.776因?yàn)?x7=0.583<xF=0.590故精餾段理論板n=6。用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算y8 =1.26x7 0.003 =0.738x880.5322.475 -1.475y8交替應(yīng)用相平衡線和精餾段操作線方程得到以下數(shù)據(jù):n8910111213141516xn0.5

13、320.4550.3550.2480.1570.0920.0520.0290.016yn0.7380.6740.5760.450.3160.2010.1190.0680.039因?yàn)?X16=0.016<xw=0.0235故提餾段理論板n=8 （不包括塔釜）。總塔板數(shù)為14 （不包括塔釜），第7 塊板為加料板。（2）全塔效率的計(jì)算查譚天恩化工原理P73圖10-1溫度組成圖得到，塔頂溫度tD=80.42C, 塔釜溫度tW=109.95°C，全塔平均溫度tm=95.18°C。驅(qū)躓髏彥浹綏譎飴憂錦。查譚天恩化工原理附錄黏度共線圖，得到苯、甲苯在平均溫度下的粘度q =°

14、;.25mPas 虬=°. 3 0 m P a平均粘度=0.25 0.590 0.30 (1-0.590=0.27 mPa s全塔效率 ET=0.17-0.616lg Jm =0.17-0.616lg0.27=0.52(3) 求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板數(shù)Npi二6 =11.53，取 “=12p 0.52p18提餾段實(shí)際板數(shù)Np2二一 =15.38，取Np2=16?？偹鍞?shù)數(shù)Np=Np1 + Np2=280.523.4塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1) 平均壓力Pm塔頂操作壓力P= 4+101.3=105.3 kPa每層塔板壓降按 P = 0.7 kPa進(jìn)料板壓力 PF =

15、105.3+0.7 12= 113.7 kPa精餾段平均壓力 Pm=( 105.3+113.7)/ 2= 109.5 kPa(2) 平均溫度查譚天恩化工原理P73圖10-1溫度組成圖得到，塔頂溫度tD=80.42C 進(jìn)料板溫度tF = 89.96C，于是精餾段平均溫度tm= ( 80.42+89.96) /2 = 85.19C 貓蠆驢繪燈鮒誅髏貺廡。(3) 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂：由y1=XD=0.983代入相平衡方程得x1=0.959M VD ,m =0.983 x 78.1+ (1-0.983) x 92.1 = 78.34kg / kmolM LD,m=0.959 漢78.1+ (1-0.

16、959)x92.1 = 78.67kg/kmol進(jìn)料板：yF=0.740, xf=0.590MvF,m=0.740 X78.1+ (1-0.740) x92.1 = 81.74kg/kmolM LF,m =0.590 匯78.1+ (1-0.590)72.1 = 83.84kg/kmol精餾段：MV,m =78.34+81.74) /2=80.04 kg / kmolM L,m =(78.67+83.84)/2=81.26 kg/kmol(4) 平均密度 氣相平均密度計(jì)算：FmM V ,mRTm=2.943kg/m3109.5 漢 80.048.31485.19+273.15 液相平均密度計(jì)算

17、：將表5密度與溫度的數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)成直線得到pt關(guān)系:苯匚=912.13-1.18861 (kg/m3)(式中 t為溫度，C)甲苯訂=892.8-1.03t (kg/m3)塔頂： %a咒80.42=816.5*g/m3PL d 薩 8 9 2. 8 1t 0=33892. 8 漢 1.03 8 0k42m809. 97/0.980.02、+ PLD ,m816.54 809.97=816.41kg/m3(式中aA、aB分別表示苯和甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù))進(jìn)料板:3Plf,a =912.13-1.1886t =912.131.1886x89.96=805.20kg/mPLFB=892. 8 1t 0892.8

18、".03 8 9k§6m800. 1 4/1aAaB墮+3二 £= 802.92kg/805.20 800.14精餾段：(5)液體平均表面張力計(jì)算將表4純液體的表面張力與溫度的數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)成直線得到:苯二a=30. 5。冷“肝）（式中t為溫度，C）甲苯=3 1. 240.t1 2mN/m ）塔頂：tD=80.42C Fd,a =21.19mN/m, <月=21.65mN / m- AXB - BXAD ,m21.19 0.41 21.65 0.59= 21.38mN/m進(jìn)料板：tF=89.96°C, o'f,a =20.00mN /m , F,

19、B = 20.60mN / m精餾段：=20.01 21.38 =20.70mN/mm 20n1N m/98 3F ,m-A-B二aXb認(rèn)2° 00 2° 60 2 0.2 0. 0 0 -（ 10. 98 3）2 0. 6 00.（6）液體平均粘度計(jì)算查譚天恩化工原理附錄黏度共線圖，tD=80.42C下 塔頂：% =0.30mPa s,=0.33mPa s%D,m =0.300.983+0.33疋（10.983） = 0.30mPa s進(jìn)料板，tF=89.96C下扛=0.25mPa s, % =0.30mPa s4LFm =0.25匯0.59+0.33漢（10.59） =

20、 0.27mPa s精餾段液相平均粘度為0.27+0.30=0.285mPa s3.5精餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算氣相摩爾流率 V 二 R 1 D=(1.59 1) 40.1 =103.62kmol/h氣相體積流率VSV MVm3600 6m102362 8°.04“783m3/s3600 2.943氣相體積流率 Vh=0.783 B600=2818.12m3/h液相回流摩爾流率 L 二 RD =1.59 40.01 =63.62kmol /h液相體積流率LM Lm3600，Lm6362 8126 “001774m3/s3600 809.66液相體積流率 Lh=0.001774 3600=6

21、.385m3/h冷凝器的熱負(fù)荷:Q=Vr =103.62 78.34 (394 0.983 362 0.017) / 3600 = 751.27kW(式中r為苯-甲苯混合液汽化潛熱，苯 rA=394kJ/kg,甲苯rB=362kJ/kg)4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.1塔徑的計(jì)算塔板間距Ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的 操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。鍬籟饗逕瑣筆襖鷗婭薔。塔徑Dt，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板間距Ht，mm200300250350300450350600400600表7板

22、間距與塔徑關(guān)系(1)初選板間距Ht = 0.50m，取板上液層高度h 0.06m，則Ht -hL =0.50-0.06 =0.44m ；7(2)按Smith法求允許的空塔氣速UmaxlVs 丿 Imm10.001774809.66 ?0.783. 2.943-0.0376（2）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖5-40（課本P158）得C20=0.1;依式C =C20 i遼0丿/ .0.2 /、0.2負(fù)荷因子 C=C202 =0.12°.70=0.1007120丿V 20丿泛點(diǎn)氣速 口噺=C 二一V -0.1007809.66-2.9化 1.667m/s彳PvY 2.943（3）操作氣速，取 u

23、=0.7umax =1.167m/s（4）精餾段塔徑0=1 =4疋O'783 = 0.92mV n圓整取D為1.0m,此時(shí)操作氣速u=0.997m/s。4.2塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算（1）溢流裝置 采用單溢流型的平頂弓形溢流閥、弓形降液管、平型受液盤(pán)。 溢流堰長(zhǎng)Lw：?jiǎn)我缌魅w= （0.60.8） D，取Lw=0.7D=0.7m2 出 口堰高 hw : hw = hL - howhow 二 0.00284E i， 丿2 56 385由 Iw/D =0.7 , Lh/lw .二638? =15.57查圖 5-30 （課本 P151 頁(yè)）得 E=1.036.385 2/3于是，how

24、 =0.00284 1.03 （）= 0.0128m0.006m0.7故 hw=0. 060. 0 12 80m0 取 hw=0.05m 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由Lw/D =0.7查譚天恩化工原理下冊(cè)P137圖11-16,得wd/D =0.14，Af /at =0.09故 wd =0. 1 D = 0. 14 化 0 rr0. AtD2 =0.785 廉=0.785m242Af =0.09 舛=0.09 0.785 = 0.0707 m2計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,0.0707 0.50Ls0.001774=19.93s （大于5s，符合要求） 降液管底隙高度h

25、o :取液體通過(guò)降液管底隙的流速uo =0.1m/s.ho = 0001774 = 0.0253m 符合要求(ho不宜小于(0.02L 0025m)Lwu。0.7 x 0.1(2) 塔板布置 塔板的分塊查課本P140表5-6，D在1000mm時(shí)，塔板分為3塊。 邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.06m安定區(qū)寬度Ws = 0.075m 計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A =2 XiR2 -x2sinX180 R_-Wd Ws 罟-0.14 0.075 = 0.285D1.0R巧譏盲-0.06 “仙于是=20.285 , 0.440.285"旦sin咤1800.44=0.464m2(3

26、)篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率:取篩孔的孔徑d 0為5mm,正二角形排列，一般碳的板厚為3mm,取t/d° =30,故孔中心距t=3 >5=15mm1158 1031158 103人篩孔數(shù) n2 A20.464 =2388(個(gè))t15.0每層塔板的開(kāi)孔率= 0.9°7 = 0.9°7 =0.101(t/d0)232每層板上的開(kāi)孔面積 A0二：Aa= 0.101 0.464 = 0.047m2氣體通過(guò)篩孔的氣速為需"MS(4)精餾段的塔咼：Z1= ( Np1-1 ) Ht= (12-1) ».5=5.5m5篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(1)氣體通過(guò)篩板壓降的計(jì)算

27、干板壓降hc :依d。/；：.- =5/3 =1.67，查課本圖5-34得，Co=O.8由式he =0.051Uo2cc “6.66）f 2.943 ）門(mén)= 0.0510.0804 mI 0.8 丿（809.66 丿氣體通過(guò)板上液層壓降樣:VS=0.783厲-2Af = 0.785-2 0.0707= 1.216m/s動(dòng)能因子 Fa =際,可-1.216 .2943=2.086由Fa查課本圖5-35,得到B =0.56he = B （ + how） = 0 n= 0.56X 0.06=0.0336m氣體通過(guò)篩板的壓降 hf=hc+he=0.0804+0.0336=0.114m2霧沫夾帶的驗(yàn)算V

28、S0.783 ，Un -人-Af =1.096m/s5.7 10"Un-a嚴(yán)Hf5.7 10°20.70 10：占Q2i 1.096 j0.50 -2.5 0.06= 0.0106kg液/kg汽:0.1kg液/kg汽故不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。(3) 漏液的驗(yàn)算由式 Uom =4.4C° . 0.0056 0.13hL幾 / 匚0.004b h -:pLgd0=4 20.7° "0.0021m809.66 9.81 0.005得至U=4.4沢0.8漢 J（0.0056 + 0.13漢0.06 0.0021><0966=6.2062.94

29、3篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K二蟲(chóng)二1666 =2.681.5LI 2.0 (不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液)。uom 6.206(4) 液泛的驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd乞“ Ht hw依式H d = hf 九* hd ,而hd =0.153 ()2 =0.153 ( 0.001774 ) 0.00154mLw h。0.7 0.0253Hd = hf hL hd =0.114 0.06 0.00154 = 0.17754m取 = 0.5，貝UHt hw =0.5 0.50 0.05 = 0.275m故H : Ht hw ,不會(huì)發(fā)生液泛。6精餾段塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線霧沫夾帶量e,5

30、.7 10占CJunHt -Hf3.2式中咕VsA -AfHf )=2K+2.8WE嚴(yán)5+2.84絆宀如勞丿）、2/3、2/3 -I3600Ls1丿= 0.125 2.179Ls2/35.7 1020.7032令 eV=0.1 得,將Hf =0.125 - 2.1793和Ht=0.5代入霧沫夾帶量公式中:1.4Vs,0.5-0.125-2.179 Ls2/3Vs s2/3（a）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（a）計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表6表6 式（a）中的Vs-Ls關(guān)系數(shù)據(jù)3Ls /(m3/s)0.0005710.0010.0030.0050.0040.007Vs3/(m /s)1.6

31、2241211.59181.4861.40291.4431.328由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線（2）液泛線由 E=1.03,LW=0.7 得:2.84howE1000九=0.051he3600LsLwUo_Co2/3f3600Ls - = 0.00284".03d I丿I 0.7 .丿=0.051C0A02/3I=0.872L?3= 0.051Vs0.8 0.047809.660.131Vs2八(hw %)=0.56 (0.05+0.872Ls ) =0.028+0.48822/3hf 二 h 入=0.13仏0.488L,0.028hd -0.153 ()2=0.153 ('

32、)2=487.81L；Lw h00.7 7.0253代入(HT+hw) =hf +厲 +how +hd，取© =0.5 而 hw=0.05, Ht=0.5 整理得:Vs2 =1.503 -3723.74 Ls2 -10.38Ls2/3（b）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依式（b）計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7。3Ls /(m3/s)0.0005710.0010.0030.0050.0040.0073Vs /(m /s)1.19596981.18131.121.05191.0870.967表7 式（b）中的Vs-Ls關(guān)系數(shù)據(jù)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（3）液相負(fù)荷上限線HTAfs,maxO.5 O.0707 = 0.00707m3/s5( c)據(jù)此可作出液相負(fù)荷上限線（4）漏液線hL=hw how =0.050.872L；3漏液點(diǎn)氣速:Uom =4.4C° , 0.0056 0.13hL1丨'= 4.4 0.8 、0.0056 0.13 0.05 0.872LS2/3-0.0021)809.662.943根據(jù) V