1、化工原理課程設計說明書苯-甲苯分級化工苯-甲苯分級化工姓名鄭健學號2009071976日期2018年6月26日指導教師：簽名）設計成績：日期單位：石河子大學化學化工學院化工系目錄1設計方案的選擇及流程說明31.1概述3精餾原理3精餾塔選定31.2設計方案的確定42精餾塔的物料衡算42.1原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量42.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率52.3物料衡算53塔數(shù)的確定53.1理論板層數(shù)Nt的求取5相對揮發(fā)度的求取5求最小回流比及操作回流比6求精餾塔的氣、液相負荷6求操作線方程6采用逐板法求理論板層數(shù)73.2實際板層數(shù)的求取84精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算84.1操作

2、壓力的計算84.2操作溫度的計算84.3平均摩爾質量計算84.4平均密度計算9氣相平均密度計算9液相平均密度計算104.5液體平均表面張力的計算114.6液體平均黏度計算115塔及塔板的工藝尺寸的設計計算125.1塔徑的設計計算12精餾段：12提餾段：135.2塔的有效高度的計算145.3塔的實際高度的計算145.4溢流裝置的計算14精餾段：14提餾段：165.5塔板布置17精餾段：17提餾段：186流體力學驗算196.1塔板壓強降19精餾段：19提餾段：206.2液沫夾帶量的校核21精餾段：21622提餾段：216.3溢流液泛的校核21精餾段：21提餾段：226.4液體在降液管內停留時間的校

3、核22精餾段：22提餾段：236.5漏液點的校核23精餾段：23提餾段：237塔板負荷性能圖以精餾段為例）247.1漏液線247.2液沫夾帶線257.3液相負荷下限線257.4液相負荷上限線267.5液泛線267.6負荷性能圖及操作彈性278計算結構匯總表289小結291設計方案的選擇及流程說明1.1概述1.1.1 精餾原理利用從塔底部上升的含輕組分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少的液體逆流接觸，同時進行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。同時進行多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中實現(xiàn)的。塔板上有一層液體，氣流經(jīng)塔板被分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收了氣相帶入的

4、熱量。使液相中的易揮發(fā)組分汽化，由液相轉移到氣相；同時，氣相放出了熱量，使氣相中的難揮發(fā)組分冷凝，由氣相轉移到液相。部分汽化和部分冷凝的同時進行是汽化、冷凝潛熱相互補償。精餾就是多次而且同時進行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過程。1.1.2 精餾塔選定精餾是氣液兩相之間的傳質過程，而傳質過程是由能提供氣液兩相充分接觸的塔設備完成，并要求達到較高的傳質效率。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬于逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂填料表面

5、下流，氣體逆流而上，與液相接觸進行質量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬于微分接觸操作過程。我們選擇的是板式塔。板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等；另一類是無降液管塔板，如柵板、穿流式波紋板等。工業(yè)上應用較多的是前者。這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層或噴射的液滴群）。篩板塔的優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產能力高于浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的液料。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的

6、操作彈性，對易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。工業(yè)上對塔設備的主要要求：1）生產能力大；2）傳質、傳熱效率高；3）氣流的摩擦阻力小；4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；5）結構簡單，材料耗用量??；6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據(jù)塔型特點、物系性質、生產工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經(jīng)濟評價以及設計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。1.2設計方案的確定本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后

7、送入精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分加回流至塔內，其余部分經(jīng)產品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂和塔底產品的平均摩爾質量甲苯的摩爾質量苯的摩爾質量=92.13kg/kmolMB=78.11kg/kmolxD二0.94xF=0.6MD=0.9478.11+(1-0.9492.13=78.9512kg/kmol2.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率Xf=0.6Xd=0.94n=0.95f=6700kg/h=6700=80.03Kmol/hfF=Mf83.718D*XdF*Xf=0.94所以D=48.02

8、Kmol/h由物料衡算DXd+WXw=FXfF=D+W所以W=32.01Kmol/h所以：xw=0.0899W=32.01mol/h2.3物料衡算原料處理量fF=-6700=80.03Kmol/hMf83.718總物料衡算f=d+wDXD+WXw=FXf聯(lián)立解得D=48.02kmol/h3塔數(shù)的確定3.1理論板層數(shù)Nt的求取相對揮發(fā)度的求取有內插法可計算塔頂、塔釜的氣液相組成塔頂：討a，d-0.94yb，d=0.06Xa，d=0.863xB,d=0.137塔釜:yA,W-0.215yb,w-0.785Xa,w=0.0899xb,w二0.9101=2.49yA,d/Xa,DyB,d/XB,DyA

9、,W/xA,W-：W-yB,w/xB,W求最小回流比及操作回流比泡點進料：Xq=xF=0.6yq二%Xf1(m-1)Xf1(2.63-1)0.6-0.798故最小回流比為也=7=0.94-0.798“71yq-Xq取操作回流比為R=1.7Rmin=1.70.71=1.207求精餾塔的氣、液相負荷L=57.96kmol/hV=(R+1)D=2.20748.02=105.98kmol/hL=L+F=57.96+80.03=137.99kmol/hV=V=105.98kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為yn+1yn+1=R=R+1Xn+XdR+1=0.547x+0.426a)提餾段操作線方程l

10、wym1vtxVTxwXm昱010.0899二1.30%-b)采用逐板法求理論板層數(shù)yq將a=2.63代入得相平衡方程c)c)y_y:_c_1)y_聯(lián)立a）、b）、c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝則yxD=0.94由VC）式求得第一塊板下降液體組成X1X1y110.94-0.856利用va）式計算第二塊板上升蒸汽組成為y2=0.547x1+0.426=0.547*0.856+0.426=0.894交替使用式a）和式c）直到xnxf，然后改用式b）和式c）交替計算,直到Xn乞Xw為止,ym1=xm-xW37.99xm-32.010.0899=1.302xm計算結果見表1表1板

11、號123456789y0.900.8940.8420.7920.7420.6520.5140.3460.19X0.8560.7620.6700.591/2=85.957C提餾段平均溫度tm=()/2=91.96C4.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，yi二Xd=0.94,Xi=0.856MvDm=0.9478.11(10.94)92.13=78.95Kg/molMLDm=0.85678.11(1-0.856)92.13=80.13Kg/mol進料板平均摩爾質量的計算由理論板的計算過程可知，yF=0.792,xF=0.591MvFm=0.79278.11(10.79

12、2)92.13=81.03Kg/kmolMLFm=0.59178.11(10.591)92.13=83.84Kg/kmol塔底平均摩爾質量的計算有理論版計算過程可知心二y2二0.0899x2二0.036MVWm=0.089978.11(1-0.0899)92.13=90.87Kg/kmolMLWm=0.03678.11(1-0.036)92.13=91.63Kg/kmol精餾段的平均摩爾質量為Mv滬(78.95-81.03)/2二79.99Kg/kmolML(80.1383.84)/2=81.985Kg/kmol提餾段的平均摩爾質量為MV(81.0390.87)/2=85.95Kg/kmolM

13、L(83.8491.63)/2=87.735Kg/kmol4.4平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即精餾段氣相平均密度5mPmMVmRTm103.4漢79.998.314(85.957273.15)3=2.77Kg/m3提餾段氣相平均密度PmMVmRTmPmMVmRTm101.3漢85.958.314(91.96273.15)2.87kg/m液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即:1LALBaB塔頂液相平均密度的計算由tD=81.264C,查液體在不同溫度下的密度表得:33泳=813.83Kg/m亠=810.305Kg/m3a=0.93：Dm=813.59Kg/m3

14、1=+rLDm進料板液相平均密度的計算。由tF=90.65C,查液體在不同溫度下的密度表得:33匚=803.311Kg/m訂=800.86Kg/m=0.560.6漢78.111Fm-Lm=802.23Kg/m3塔底液相平均密度的計算由tW=93.27C，查手冊得a=800.35kg/m3B=798.2kg/m33a塔底液相的質量分率0.089978.11-0.0773LWm1(0.0773/800.350.9227/798.2)=798.37kg/m3精餾段的平均密度為：，Lm=(813.59802.23)/2=807.91Kg/m3提餾段的平均密度為:Lm2=800.3kg/m34.5液體平

15、均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：n二Lm=為冷二i丄塔頂液相平均表面張力的計算。由tD=81.264C,查液體表面張力共線圖得：匚A=20.97mN/mr=21.43mN/m二LDm=0.9420.97.(1-0.94)21.43=21.00mN/m進料板液相平均表面張力的計算。由tF=90.65C，查液體表面張力共線圖得：二A=19.8mN/m；B=20.38mN/m二LFm=0.619.8(10.6)20.38=20.032mN/m由tW=93.27C，查手冊得匚A=19.48mN/m；B=20.09mN/m；LWm=0.089919.480.910120.09=20.04

16、mN/m精餾段平均表面張力為：二Lm=|)/2=20.516mN/m提餾段平均表面張力為：匚Lm=|)/2=20.036mN/m4.6液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：lg%m=薦XilgJi塔頂液相平均黏度的計算：由tD=81.264C，查氣體黏度共線圖得：%=0.316mPas=0.317mPaslgJLDm仏=0.309mPas進料液相平均黏度的計算：由tF=90.65C,查氣體黏度共線圖得：.La=0288mPa-s-B=0.291mPasIgJLFm=0.6Ig0.2880.4lg0.291LFm=0.289mPas塔底液相平均黏度的計算：由tw=93.27C，查氣體黏度共

17、線圖得：二a=0.28mPas：B=0.285mPaslgkwm、Lwm二0.285mPas精餾段液相平均黏度為：Lm=(0.3090.291)/2=0.3mPas1提餾段液相平均黏度為：JLm=(0.2890.285)/2=0.287mPas15塔及塔板的工藝尺寸的設計計算5.1塔徑的設計計算精餾段:精餾段的氣、液相體積流率為:VsJ05.9879.99“.85m3/s3600?Vm36002.77LsLMLm3600Lm3600807.91=0.00163m3/s由Umax=CI5V，式中C由C=C20)02求取，其中C20由篩板塔汽液:v20負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為乩，(生”2O.

18、。0163600(gQZj!=0033Vh匚0.8536002.77取板間距Ht=0.4m，板上液層高度hL=0.06m，則Ht-hL=0.34m查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得C20=0.074=0.074=0.07420)02074(警嚴20=0.074Umax=C=0.074807.91一2.7J.262m/s2.77取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為:u=0.7umax=0.71.262=0.8834m/s40.85=1.107m按標準塔徑圓整后為D=1.2m塔截面積為：222At=0.785D2=2=1.13m2Vsu=AT0.851.13=0.752m/s提餾段:提餾段的氣、液相體積流率

19、為VMvm3600LmVMvm3600Lm36002.87=0.82m3/s3600798.37=0.00165m3/sLMLm3600，Lm由umax式中，負荷因子C=C20(h2由史密斯關聯(lián)圖查得C20，圖的橫坐標為厶)1/2001653600(798)1/2=0.0336Vs:V0.8236002.87取板間距Ht=0.45m，板上清液層高度取hi.=0.06m，則HThL二0.39m氣體負荷因子C=C20()0.2=0.85(20.036)0.2二0.852020Umax=0.85798.32.87=1.41m/s2.87取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.987m

20、/sD二40.82二0.987按標準塔徑圓整后為塔截面積為實際空塔氣速為D=1.2m：22ArD2=1.13m240.82u0.726m/s1.13=1.102m5.2塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精（N精-1）HT（6-1）0.4=2m提餾段有效高度為：Z提=（N提-1）Ht（12-1）0.4=4.4m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，5.3塔的實際高度的計算精餾塔的有效高度為：Z=Z精Z提0.8=2二7.2m5.4溢流裝置的計算精餾段：下：因塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如取lw=0.8D=0.81.2=o.96m541.2 溢流堰咼度hw

21、由how二h_-仏，選用平直堰，堰上液層高度hw由下式計算，即:2.841000E(S23w近似取E=1,則hw2.8410001嚴01633600)230.96=0.00949m取板上清液層高度hL=60mm故hw=hL-how=0.05051m弓形降液管寬度Wd和截面積Af:由齊。.8，查弓形降液管參數(shù)圖得:=0.151徑=0.202D則:Af=0.1511.13=0.1706m，Wd二0.2424m驗算液體在降液管中停留時間，即:3600AHLh36000.001633600=41.865s5s故降液管設計合理。降液管底隙的流速Uo二0.15m/s，則:h00.0016336003600

22、lwu0二0.0113mhw_ho=二故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=：45mm。提餾段：因塔徑算如下：D=1.2m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計堰長lw可取1w二0.8D二二0.96m溢流堰咼度hw由=hL-hoW選用平直堰，堰上層液高度how由式how二空4E(b)2/3計算1000lw近似取E=1.0，則how-0.00957m2841(.001653600)2/310000.96取板上清液層高度hL=0.06m故hw=0.05043m弓形降液管寬度Wd和截面積Af:由誕=0.8杳圖得DAfAT巾15102故Af=0.171m2Wd=0.202D

23、=0.242mLhho二3600lwuo取uj=0.15m/s則ho二丄00460.0115m3600hW故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度hw=45mm5.5塔板布置5.5.1 精餾段：5.5.1.1 塔板的分塊。因D-800mm，所以選擇采用分塊式，塔板可分為3塊5.5.1.2 邊緣區(qū)寬度確定：取Ws二Ws二0.06m，Wc二0.03m5.5.1.3 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積A計算為:A二2(xr2-x231+r2sinJ-)180r其中x=D2一(WdWs)=0.6-(0.24240.06)=0.2976mr二D2Wc=0.6-0.03二0.57mA,=2(0.2976窗一。

24、.29762鬻O.572曲0.2976、0.57)0.646m25.5.1.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔計算及其排列本設計的物系沒有腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d。=35=15mm篩孔的數(shù)目n為1.155Aa=3317個20.0152開孔率為:Aodo2520=0.907(-0)=0.907()-10.1%Aat15氣體通過篩孔的氣速為：Vs0.85u0s13.03m/sA00.101*0.646提餾段:5.5.2.1 塔板的分塊。因D-800mm，所以選擇采用分塊式，塔板可分為3塊5.5.2.2 邊緣區(qū)寬度確定：取Ws二Ws二0.06m，Wc二0

25、.03m5.5.2.3 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積A計算為：Aa=2(xr2x2r2sin)180r其中x二D2-(WdWs)=0.6-(0.24240.06)=0.2976mr=D2-Wc=0.6-0.03二0.57m故；223142丄029762Aa=2(0.2976、0.57-0.29760.57sin)=5.5.2.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔計算及其排列。本設計的物系沒有腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d。=35=15mm篩孔的數(shù)目n為1.155Aa=3317個20.0152開孔率為:Aodo2520=0.907(-0)=0.907()-10

26、.1%Aat15氣體通過篩孔的氣速為：U0VsA012.57m/s0.101*0.6466流體力學驗算6.1塔板壓強降6流體力學驗算6.1塔板壓強降精餾段:6.1.1.1 干板阻力hd計算。干板阻力由下式計算:hdv由蟲=1.67,查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得co=0.772O277故hd=0.051-277故hd=0.051-807.910.772丿1303=0.0498m液柱6.1.1.2 氣體通過液層的阻力h計算。6.1.1.3 氣體通過液層的阻力h計算。氣體通過液層的阻力hL由下式計算，即町=-hLVsAT-AfVsAT-Af0.886m/sF0二山.【=0.886.2.77=1.47

27、4kg12/(sm12)查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得二6。故h=血二-(hVvhOW)=0.6(0.050510.00949)=0.036m液柱3)液體表面張力的阻力h-計算液體表面張力所產生的阻力h；_由下式計算，即:4；亠Igd。420.51610=2.0710J3m液柱hf二hdh+h；-0.04980.036+0.0021=0.0879m液柱本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。提餾段:干板阻力hd計算。干板阻力由下式計算:干板的阻力hd按公式hd=0.051(U)2HV)計算C。并由可蟲-1.67，查得=0.772O1257287故hd-0.051()20.0486m液柱6.1.2.2 氣

28、體通過液層的阻力h計算。氣體通過液層的阻力hl按公式hi二：九計算VS0.82,ua-1.04m/sAt-2Af1.13-20.171Fa=ua可=1.042-1.76kg1/2/(sm1/2)查得-0.56故hihL(仏hOW)=0.56(0.050430.00957)=0.0336m液柱液體表面張力所產生的阻力h匚由下式計算，即:4lgd420.03610=2.0510；m液柱hf=hdh+h：-；=0.04860.0336+0.0021=0.0843m液柱本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。6.2液沫夾帶量的校核精餾段：液沫夾帶量由公式q戶10(ua)3.2計算。由%論-HfHf=

29、2.5hL=2.50.06=0.15m5.710“20.51610”(0.886)()3.2=0.159kg液/kg氣0.1kg液/kg氣故本設計中液沫夾帶量6v在設計范圍之內622提餾段:液沫夾帶量由公式e5.710Ua)3.2計算由Hf=2.5hL=2.50.06=0.15m5.710“20.03610(竺)3.20.450.15=0.152kg液/kg氣0.1kg液/kg氣故本設計中液沫夾帶量e；在設計范圍之內6.3溢流液泛的校核精餾段：為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度Hd應服從下式關系，即HdL(Hthw)苯一甲苯屬于一般物系，取=0.5，則(Hthv)=0.5(0.400.0505

30、1)=0.4526m液柱2而Hd=hp+hL+hd=0.0879+0.06+0.1530.15=0.1512m液柱故降液管內的當量清液高度Hd=0.1492m液柱則嘰乞(Ht-hj故在本設計不會發(fā)生溢流液泛。提餾段：為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度Hd應服從下式關系，即Hd(Ht仏)苯一甲苯屬于一般物系，取=0.5，則(HthW0.5(0.450.05043)=0.2502m液柱2而Hd=hP+hL+hd=0.0843+0.06+0.1530.15=0.1477m液柱故降液管內的當量清液高度H0.1456m液柱則肌乞(Ht-hj故在本設計不會發(fā)生溢流液泛6.4液體在降液管內停留時間的校核精餾

31、段:為避免發(fā)生嚴重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時間不小于35s液體在降液管內的停留時間為AfHdLSAfHdLS0.00163=15.65s(35)s不會產生嚴重氣泡夾帶提餾段:為避免發(fā)生嚴重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時間不小于35s液體在降液管內的停留時間為AHAHLS0.00165=15.09s（35）s不會產生嚴重氣泡夾帶6.5漏液點的校核精餾段:設漏液點的孔速uw=6.7m/s，相應的動能因子以AT-2Af為基準）FAOU0WAt-2Af6.7.101.6461.1320.171故塔板上當量清液高度為hbWlW查得此漏液點的干板壓降hd=0.0106m水柱

32、=0.013m液柱對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即UOWUOW=6.53m/sf吋=0.758.19.01807.91:v2.77因計算值與假定值接近，故計算正確塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計算，即U0U0U0W13.036.53故在本設計中無明顯漏液提餾段:設漏液點的孔速U0w=6.5m/s，相應的動能因子以At-2Af為基準）FFAOU0WAt-2Af1.1320.1712.87=0.912故塔板上當量清液高度為hC=0.00610.725仏土=0.0363lW查得此漏液點的干板壓降hd=0.0106m水柱=0.013m液柱對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即一COWO2gl%二0.758彳

33、287=6.49m/s因計算值與假定值接近，故計算正確塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計算，即U0U0WU0U0W12.576.49=在本設計中無明顯漏液7塔板負荷性能圖以精餾段為例）7.1漏液線由5時=4.4C。J(0.0056+0.13k-QPl/PvU0,minAOhOW2E(Lh)2/3=2413600Ls1000lW10000.96hL=仏hOWVs,min“4.4CO0056+0.13hW+ViI10002.841e/23Lh1!-mpl/Pvlw丿j丫+2.84110003600沃Ls丫31./2.77J=0.1825.3.335+33.47L?3得min=0.1825漢J3.335+33

34、.47L?3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表LSm3/s0.00060.00150.00300.0045VSm3/s0.3450.3560.3660.376由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線17.2液沫夾帶線以e=OYkg液/kg氣為限,以e=OYkg液/kg氣為限,求VsLs關系如下:eV5.7106Uag)3.2UaAt-2Af=1.092VSHf=2.5九-2.5(hwhow)hw=0.05051mhW31型410000.96hW31型410000.9623=0.685L2/3故Hf=0.1261.7125Ls2/31.092VSHt-Hf=0.274-1.7125

35、Ls2/3e站)30.1S整理得Vs=1.578-9.864Ls2/3在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結果列于下表3Lsm/s0.00060.00150.00300.0045VSm3/s1.5081.4491.3731.309由上表即可作出液沫夾帶線27.3液相負荷下限線對于平流堰，取堰上液層高度hW=0.006m作為最小液體負荷標準，則,2.84hoW-,2.84hoW-E(S)2/31w=0.006取E=1，則Ls,minLs,min=(0.006100028i3/2960.000819m3/s3600據(jù)此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線37.4液相負荷上限線以

36、v-4s作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式LS,maxLS,maxAfHT44AfHT=4Ls=0.00385m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限47.5液泛線令Hd二(HthW)Hd=hL亠；亠1hfhfhf=hdhlh_h|=：hLhL=WhOW聯(lián)立得Ht(-1-1)hW二C1)hWhdhfh_丄忽略h；、厶，將hOW與Ls、hd和Ls、hf與V的關系代入上式，得aVs2二b-cLs2-dLS2/3式中,0.051pva2(aoco)bHt(：-1)hW0.153(lWhO)“2號3將有關數(shù)據(jù)代入，得0.0510.0512.77a2()=0.772)2807.91b=0.50.40(0.5-0.6-1)0.05051=0.1440.153(0.960.0115)20.153(0.960.0115)2=1255.32J336002/3d=2.84101(10.6)()故2/3S22VS=S-15.92L7.6負荷性能圖及操作彈性7.6負荷性能圖及操作彈性在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計