乙醇30%正丙醇70%課程設(shè)計(jì)報(bào)告書

1、1 設(shè)計(jì)任務(wù)物料組成：為乙醇 30%、正丙醇 70%（摩爾分率） ； 產(chǎn)品組成 : 塔頂乙醇含量 99%，塔底釜液丙醇含量 98%； 操作壓力： 101.325kPa（ 塔頂絕對(duì)壓力 ） ； 回流液溫度：為塔頂蒸汽的露點(diǎn)； 加熱體系：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm 2（絕壓）；冷凝體系：冷卻水進(jìn)口溫度 20，出口溫度 45； 熱量損失：設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5；料液定性：料液可視為理想物系； 年處理量： 15000 噸； 工作日：每年工作日為 65 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行； 進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料， q 值為 1； 塔板類型 : 浮閥塔板。 廠址選地：馬市當(dāng)涂縣烏溪鎮(zhèn)2

2、 設(shè)計(jì)方案蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器） 、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品 冷卻器等設(shè)備。 蒸餾過(guò)程按操作方式的不同， 分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。 連續(xù)蒸餾 具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，雖然本課程設(shè)計(jì)中年處理量較?。?5000噸/ 年），但仍采用連續(xù)蒸餾的方式。蒸餾過(guò)程根據(jù)操作壓力的不同，可分為常壓、減壓和加壓蒸餾。本設(shè)計(jì)中，由于物料 乙醇、 正丙醇都是易揮發(fā)有機(jī)物，所以常壓操作， 塔頂蒸汽壓力為大氣壓， 全塔的壓力降很 小。由任務(wù)書給定， 進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料， 加熱方式采用間接水蒸氣加熱， 設(shè)置再沸器。 塔底設(shè)冷凝回流裝置。工藝流程設(shè)計(jì)：圖： 原料液的走向考慮到蒸

3、氣壓力對(duì)設(shè)備要求等各方面的影響，選用的蒸氣壓力為5kgf /cm2圖： 冷凝水的走向 換熱器物料走殼程，冷卻水走管程3 精餾塔物料衡算3.1 物料衡算已知數(shù)據(jù)：乙醇的摩爾質(zhì)量 MA=46.07kg/kmol, 正丙醇摩爾質(zhì)量 MB=60.1kg/kmol Xf =0.30 X D=0.99 X W=0.02 原料處理量 F=(150001000)( 65 24MA)=208.71kmol/h 總物料流量衡算 F D W塔底物料流量衡算：WFxD xFxD xw=208.71 0.99-0.30 0.99-0.02 =148.46 kmol/hD F W 60.24 kmol/h3.2 摩爾衡算

4、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的流量和平均摩爾質(zhì)量M F x F M A 1xFM B =55.89 kg/kmolVDMxD M A 1 xDM B =46.21 kg/kmolMWxWMAxWM =59.82 kg/kmol4 塔體主要工藝尺寸4.1 塔板數(shù)的確定4.1.1 塔板壓力設(shè)計(jì)常壓操作，即塔頂氣相絕對(duì)壓力p=110.925 kPa預(yù)設(shè)塔板壓力降： 0.6 kPa估計(jì)理論塔板數(shù)： 16估計(jì)進(jìn)料板位置： 10塔底壓力： PW 101.325 0.6 16 110.925 kPa進(jìn)料板壓力： P進(jìn) 106.725 kPa精餾段平均壓力： Pm104.025kPa4.1.2 塔板溫度計(jì)算溫度（露

5、點(diǎn)） - 氣相組成關(guān)系式：00p0Ap p 0y 0 0 p p ApB(1)溫度 - 飽和蒸汽壓關(guān)系式（安托因方程）乙醇：lg p A 7 . 33827正丙醇：1652 .05t 231 .48lg p B 6 . 744141375 .14193 .0 t(2)(3)各層塔板壓力計(jì)算公式：p pA xA pB 1 xA(4)塔頂：已知乙醇的氣相組成 y 為產(chǎn)品組成 0.99 ，操作壓力為常壓，則通過(guò)聯(lián)立（ 1）、 （2）、 （3） 可求得操作溫度及組分飽和蒸汽壓；塔底：已知乙醇組成 0.02 ，操作壓力經(jīng)初步計(jì)算為。通過(guò)聯(lián)立（ 2）、（ 3）、 （4） 并進(jìn)行 迭代可得實(shí)際操作溫度及組分

6、飽和蒸汽壓。（計(jì)算過(guò)程使用 excel 軟件進(jìn)行迭代計(jì)算）結(jié)果如下：塔頂： tD78.625 pA 102.538 kPapB 48.029 kPa塔底： tW100.065 pA 219.145 kPapB108.706 kPa進(jìn)料板 (數(shù)據(jù)取自后文塔板物料衡算結(jié)果 ) ：t f99.093 pA175.976 kPapB85.983 kPa4.1.3 物料相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算pA ，根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得：pB平均相對(duì)揮發(fā)度：D W F =2.0654.1.4 回流比計(jì)算最小回流比 RminxDy py px p(5)塔頂：D 2.135塔底：W = 2.016進(jìn)料板：F =2.047q 線方程

7、：采用飽和液體進(jìn)料時(shí) q=1, 故 q 線方程為： xP=xF=0.30(6)相平衡方程：yp2.065 x(7)1.065 x6)，(7)聯(lián)立得： x p =0.30yp =0.469代入式( 5)可以求得： Rmin=(x D-y P) (y P-x P)=(0.99-0.469) (0.469-0.30)=3.08最小理論板數(shù)Nminlg 1xDxD1 xWxW=4.20lg最適回流比 Ropt 0.3748 Nmi0n.0917 1.3536Nm0in.0203 Rmin 4.3784.1.5 塔板物料衡算精餾段操作線方程：R yxR11xD R 1 D，代入數(shù)據(jù)得：y=0.814x+

8、0.0558提餾段操作線方程：R 1 yx1 ，（ xWVR ），代入數(shù)據(jù)得RR WWy 1.532 x - 0.011相平衡方程 : y2.065x1 1.065x物料衡算過(guò)程模式在同一塔板上的計(jì)算運(yùn)用相平衡方程，上下塔板間的計(jì)算，運(yùn)用操作線方程表：塔板物料數(shù)據(jù)層數(shù)y值x值備注10.9900.980塔頂20.9810.96230.9670.93440.9430.88950.9060.82360.8500.73470.7760.62680.6870.51590.4190.259100.2050.111進(jìn)料板110.1600.084120.1190.061130.0830.042140.0540

9、.027150.0300.015底層塔板160.0120.006塔釜4.1.6 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算4.1.6.1 黏度（通過(guò)液體黏度共線圖差得）乙醇、正丙醇黏度共線圖坐標(biāo)值物質(zhì)含量XY乙醇110.513.80.46.516.6正丙醇9.116.5查表可得：全塔平均溫度為： 90.209 物料在平均溫度下的粘度，通過(guò)查表可得： 乙醇： A 0.350 mPa/s正丙醇： B 0.550 mPa / s全塔平均黏度計(jì)算公式 : lg 代入數(shù)據(jù)可得平均粘度4.1.6.2 總塔板效率普特拉博伊德公式： E 代入相關(guān)數(shù)據(jù)得： E4.1.7 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算xF lg A 1 xF lg B 0.491 mP

10、a / s0.2450.49 0.2450.488精餾段板數(shù) N 精 9 E 19 提餾段板數(shù) N 提 6.5 E 14 總板數(shù) N 33（ 不包括塔釜再沸器 ）4.2 塔徑計(jì)算4.2.1平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂M VDMxD M AxD M B46.21kg / kmolM LDMx1M Ax1 M B46.36kg /kmol進(jìn)料板xA 0.1110 . 205M VFMyFMyA M B57 .218 k g / kmolM LFMxFMxF M58.539kg /kmol精餾段M VM0.5 M VDMM VFM51 .714 kg /kmolM LM0.5 M LDMM LFM52.44

11、8kg /kmol平均密度計(jì)算4.2.2 氣相平均密度 有理想狀態(tài)方程計(jì)算，即VmPm M VmRTm1.803 kg / m液相平均密度塔頂tD78 .625 查手冊(cè)有：3A 740kg / m 3 3LDM 740 kg /m 3進(jìn)料板t F 92.908 查表有 :3725kg / m 3742.5kg / mLFMxA/xB /3740 .934 kg / m 3精餾段液相平均密度LM( LDMLFM )/ 2 740.467 kg/m34.2.3 液相表面力計(jì)算塔頂tD78.625 查手冊(cè)有：LDM17.832mN / m進(jìn)料板tF 92.908 查表有 :16.2mN / m18.

12、1mN /mL FM x A M A1x F M B 17 .737 mN / m精餾段平均表面力ABLM (17.7 17.778) / 2 17.739mN / m4.2.4 塔徑計(jì)算精餾段氣液體積流率為VMVM3VS1.965 m 3 / s3600VMLMLM3LS0 .00405 m 3 / s3600LMLh(L/)1/2V0 .0412Vh取板間距 H T 0.45m板上液層高度 hL 0.06mH T hT 0.45 0.06 0.39m查史密斯關(guān)聯(lián)圖有：C20 0.087C C 20 ( 20L )0.20.087 (17 .739 ) 0.2200 . 0849U m ax

13、L V 1.719 m / s取安全系數(shù)為u 0.7U m ax4VS DSV0 . 7則空塔氣速為：0.71.719 1.203 m / s1.442u按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后1.6m4.3 塔截面積22.011 mAT1.6 2T4實(shí)際空塔速度為：VSAT1.965 0.977 m / s2.0114.4 精餾塔有效高度計(jì)算0.5 m ，設(shè)有人孔處板間距調(diào)整為 0.6 m 。同時(shí)，塔底、每隔 68 塊塔板設(shè)一人孔，為 進(jìn)料板和塔頂各設(shè)一人孔塔頂空間 塔底空間 裙座高度 全塔設(shè)HD HB H裙座6個(gè)人孔，精餾塔高度 H1.2m1.4m1.5m分別位于塔底、塔頂、6 - 2 0.6(337、14 、2

14、1、28 層塔板。- 4) 0.45 H裙座19.55 m1 m。以下為塔底空間的計(jì)算過(guò)程： 取釜液在塔底停留時(shí)間為 6 min ，釜液距離底層塔板 釜液流量為：qwW SM W60131 .059 60 .017 0.137 m60 738min儲(chǔ)存釜液高度：0 .1372 .0110 .408 m塔底空間高度：HBH 1 1.408 m 1.4m4.5 精餾塔熱量衡算4.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算目的：對(duì)塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算以確定冷卻水的用量如圖 4-2 所示，對(duì)精餾塔塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算QLQD4.5.1.1 熱量衡算式QVQLQDQW式中 QV塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量；QL回流液帶

15、出系統(tǒng)的熱量；QD餾出液帶出系統(tǒng)的熱量；QW 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。4.5.1.2 基準(zhǔn)態(tài)的選擇上文中已經(jīng)求出塔頂蒸汽溫度 tW 78.6252 ，該溫度也為回流液和餾出液的溫度。同時(shí)，操作壓力為 101.325kPa 。 以塔頂操作狀態(tài)為熱量衡算基準(zhǔn)態(tài)，則 QL= QD=04.5.1.3 各股物料熱量計(jì)算查得乙醇和正丙醇正常沸點(diǎn)為 351.45K 和 370.25K ，在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為38.56kJ/mol 、 41.44kJ/mol使用 Watson 公式計(jì)算乙醇與正丙醇在 78.625 的汽化焓V H m(T1)V H m(T2) 11 TTrr220.38式中 TrT 對(duì)比溫

16、度TC516.25K ，536.75KTr 1TTC351.450.6808 ,TrT2TC516.25因此，VHm1 V H m (T1 )(Tr 2 ) 0.3838.56V m 1 1Tr1 )對(duì)于丙醇：T370 .25TTr10 .6898 ,Tr2TC536 .752 TC因此，VHm1 V H m (T1 )(Tr 2 ) 0.3841.44V m 1 1Tr1TC臨界溫度查得乙醇與正丙醇的臨界溫度分別為：對(duì)于乙醇：由此可計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為351 .775 0 .6814516.2510.68140.3838.531kJmol10.6808351.77520 . 655

17、4536 .7510.65540.3843.130kJmol10.6898QV VxD V H m乙醇 (99 .6722 ) V (1 xD ) V H m丙醇 (99 .6722 ) 246 .558 (0.99 38 . 531 0 .01 43 . 130 )19467 .529 kJ h 1 代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為1QW 9467 .529 kJ h 14.5.1.4 冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為 qm水 ，則QW qm水Cp( t 2 t 1) 已知： t125 t 245以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：tmt1t225 45235查得水在 35時(shí)的比熱容

18、為：Cpm4.175kJ/(kg. )qm水QW6892 .383C pm (t 2 t 1)4.175 (45 25)82.4322 (kg /h) 4.5858 (kmol /h)4.5.2 全塔的熱量衡算目的：確定再沸器的蒸汽用量如圖 4-3 所示，對(duì)精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算圖 4-3 全塔熱量衡算圖4.5.2.1 熱量衡算式 根據(jù)熱量衡算式，可得 Q F Q V Q D Q W Q W Q L 由設(shè)計(jì)條件知： QL 5%QV 0.05 QVQF 0.95 QV QD QW QW式中 QF 進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量QV 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量QD 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量Q W 釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱

19、量Q W 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量QL 熱損失4.5.2.2 各股物流的溫度由上文計(jì)算結(jié)果：t F92.908 t D78.625 t W 99.093 4.5.2.3 基準(zhǔn)態(tài)的選擇以 101.33kPa 、 78.625 的乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響， 則QD=04.5.2.4 各股物流熱量的計(jì)算90 .209 . 即 363.359K由于溫度變化不大，采用平均溫度據(jù): C pma0a1Ta2T 2a3T3a4T 4查汽液物性估算手冊(cè)得：a04.396 Jmol 1K1乙醇：a10.62810 3 JmolK2a25.54610 5 JmolK3a37.02410 8 Jm

20、ol1K4a42.68510 11 JmolK5a04.712J mol1K1a16.56510 3 Jmol1K2正丙醇：a26.31010 5 Jmol1K3a38.34110 8J mol1K4a43.21610 11 Jmol1K5tm78 .625 99 . 093 92 .9083故乙醇的比熱容為：C pm(4.39630.628 10 3363 .3595.546510 5 363.359 27.024108 363 .35933 2.6851110 114363 .359 4 )8.3141102 .990 J mol 1 K丙醇的比熱容為：C pm (4.7126.56510

21、 3363 .3596.31010 5 363 .359 28.34110 5363 .3593 3.2161110 114363 .359 4 ) 8.31499939 JmolK1由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為QFFx F C pm 乙醇 (t F78 .625 )F (1x F )C pm 丙醇 (t F78 .625 )171 .7930.25102.990(92.908 78 .625)171 .793(10.25 )99.939(92 .90878.625 )247093840 kJmol1)Q W Wx W C pm 乙醇 (t W 78 .625 )131 .06 0.02

22、 102 .990W (1x W131 .06 0.98 99 .9391268253.662 (kJ mol 1 )將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中(99 .093(99 .093)C pm 丙醇 (tW78 . 625 )78 .625 )78 . 625 )247093 .8400.95QV 0 268253 .6626892 .383解得： Q V106746 .8198 kJ h 1熱損失為：QL 0.05QV0.051106746.8198 5337.34kJ h 14.5.2.5 加熱蒸汽的用量。已知蒸氣的壓力為 5kgf /cm 2（絕壓），設(shè)加熱蒸汽的用量為 qm ，則： QV

23、qm r 查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r 2113kJ/kg 由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為qmQV 106746 .8198 50.52 kgh121135 板主要工藝尺寸計(jì)算5.1 溢流裝置計(jì)算因塔徑 D=1.6m, 可選單溢流的弓形降也管，采用凹形受液盤5.1.1 堰長(zhǎng) l w取 lw =0.6D=0.96m5.1.2 溢流堰高度 hW堰上液層高度hOW 0.015取上層清夜層高度hL 0.06 mhW 0.06 0.0150.045 m5.1.3 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af由 l W/D=0.6查資料，得Af /A T=0.057 W d/D=0.1252故 Af =0.0

24、57A T=0.056 1.539=0.0877 m 2Wd=0.11D=0.125 1.4=0.157 m 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即13.618 5 s3600 Af HT 3600 0.0877 0.45 Lh 28.95 10 4 3600 故降液管的設(shè)計(jì)合理5.1.4 降液管底隙高度 h0h0 h w 0.006 0.039 s選用凹形受液盤，深度 hw hW=0.05 m5.2 塔板布置5.2.1 塔板的分塊因 D800mm，故采用分塊式， 4 塊塔板。5.2.2 邊緣寬度的確定取 Wd0.175m,Wc 0.05m5.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積的計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 Aa 按下式計(jì)算

25、Aa 2 x r 2 x 22r 1 xsin180 r其中：DxWdWFr2 D 2WCD x2D r2WdWCWF1.42Aa2 x r 21802 0.4550.65 21 .0776 (m2)1.420.05sin0.4550.175 0.050.65 (m)1(x)0.455(m)0.65 sin1800.4550.65=3mm碳鋼板。5.3.4 閥孔計(jì)算 本流程所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用 采用 FIQ-4A 型浮閥，相關(guān)數(shù)據(jù)如下： 閥厚 /m 0.0015閥重 /kg 0.0246閥孔孔徑 d0 /m 0.0380.065m閥孔排列采用叉排方式按正三角形排列 取三角形孔心距 t

26、= 0.075 m ，列寬 h 作圖得到排列閥孔數(shù) n = 242閥孔總面積 A00.038 2 / 4真實(shí)閥孔氣速 uVSA01.9652422 7.158 m0.038 2 / 4浮閥全開(kāi)時(shí)的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。 下關(guān)系：閥孔臨界氣速與閥孔臨界動(dòng)能因子F0 有如u0F0其中 F0 的經(jīng)驗(yàn)值為 912 。上面求得 u0 7.158m s 1代入上式得： F0 =9.611，滿足經(jīng)驗(yàn)值所 在圍，因此，閥數(shù)取 242 符合工藝要求。5.4 閥孔的流體力學(xué)驗(yàn)算5.4.1 塔板壓降5.4.1.1 干板阻力 hC計(jì)算0.175閥全開(kāi)前： hc 19.9 uo 0.0379mL22g L閥全開(kāi)后：

27、 hc 5.34 uo V 0.0339m式中 hc干板壓降， m 液柱； u0篩孔氣速， m/s；5.4.1.2 板上液層的有效阻力 h1h1hwow對(duì)于浮閥塔板， 取 0.545hw外堰高， m； how堰上液流高度， m； 代入數(shù)據(jù)得： h1 0.0327m液體表面力產(chǎn)生的阻力 h 較小，在計(jì)算時(shí)可忽略。5.4.1.3 總壓降 每層塔板壓降為閥全開(kāi)前：ht h1 hc 0.0706 m閥全開(kāi)后：ht h1 hc 0.0666 m5.4.2 液泛對(duì)于浮閥塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差造 成的影響。液體通過(guò)降液管的壓強(qiáng)降 H d hd ht hLHd 指降液

28、管中清夜層高度hL 為板上清夜層高度，取值為 hL hw how 0.06mht 為塔板總壓降hd 指與液體流過(guò)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，主要有降液管底隙處的局部阻力?成。由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算：L S 2 0.00405 2hd 0.2( S ) 2 0.2 ()2 0.00459mwo0.960.039綜上，閥全開(kāi)前：Hd0004590 .07060.060135 m閥全開(kāi)后：Hd0004590 . 06660.060131 m取全開(kāi)后的壓降為設(shè)計(jì)壓降，即 H d 0 .131 m 乙醇與正丙醇屬于不易發(fā)泡物質(zhì)，其泡沫層的相對(duì)密度 取 0.6 為防止液泛，應(yīng)保證降液管中泡

29、沫液體的高度不能超過(guò)上層塔板的出口堰，即H d H T hwHT hw 0.6(0.45 0.045) 0.297 H d可見(jiàn)，目前的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)符號(hào)要求。比。F15.4.3 液沫夾帶對(duì)浮閥塔板多采用泛點(diǎn)率來(lái)間接判斷液沫夾帶量。泛點(diǎn)率是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之泛點(diǎn)率可由下列兩式求得，然后采用計(jì)算結(jié)果中較大值：1.36 L S Z100 %F2KC F Ab0.78 KC F AT100 %Z 板上液體流程長(zhǎng)度，m , 對(duì)單流型塔板：Z D 2W d ；D 塔徑， m ；W d 將液管的寬度， m ；Ab板上液流面積，m ，對(duì)單流型塔板：A b AT2A f ；AT塔板截面積，m 2；A f 降液管截面

30、積，m 2 ；C F 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，由圖讀 出；K 物性系數(shù)，見(jiàn)表。計(jì)算得出的泛點(diǎn)率必須滿足下述要求，否則應(yīng)調(diào)整有關(guān)參數(shù)，重新計(jì)算。塔徑大于 900 mm : F 1 80 % 82 % ;塔徑小于 900 mm : F 1 65 % 75 %;減壓塔： F1 75 % 77 %由圖讀出，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF = 0.12 ，由表查出 ,物性系數(shù) K = 1 。1 .36 L S ZVSKC F A b100 %1.9651 .803140 .4671 0 .121 .8031 .7811 .360.0041.2100 %27 .235VS0 .78KC F A T100 %1.9651 .80

31、3140 .4671 .8030 .780 .122 .011100 %26取較大值.25127.251 。塔徑大于900 mm，F(xiàn) uomin穩(wěn)定系數(shù) Ku07.158 1.922u0m in3.724符合 K 1.5 2.0 ，故在本系統(tǒng)中無(wú)明顯漏液現(xiàn)象。5.4.5 塔板負(fù)荷性能圖5.4.5.1 漏液線方程閥孔氣速要求不小于漏液點(diǎn)氣速，當(dāng)兩者恰好相等時(shí)，剛好滿足設(shè)計(jì)要求，故漏液線方程可以粗略的處理為 : VS uomin AO式中， AO 為閥孔總面積。VS uomin AO 3.724 0.274 1.022m s 1 在設(shè)計(jì)圍，任取幾個(gè) Ls值，依上式計(jì)算出 Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 1

32、1-1 。3LS (m3/s) 0.0007 0.0017 0.0027 0.0047 0.0107VS (m3/s) 1.002 1.002 1.002 1.002 1.0023.25.4.5.2 液沫夾帶線5.7 10 6H T hfVS2.011 0.1151.036VShf2.5hL 2.5 hw howhw0.045mhow2.84110002/33600 L S0.840.749 L23S1.8733 L液沫夾帶線方程h f0 . 1125H T h f 0.338 1 .8733 L S33.2由 ev 5.7 10 6 3 7.112V S 20.1kg液 / kg氣 整理得到

33、17.74 102 . 4713 13 .1804 LS32/3VS 4.823 25 .722 L2S/3取部分?jǐn)?shù)據(jù)作出 LS、VS 關(guān)聯(lián)表：L S(m3/s) 0.0007 0.0027 0.0047 0.0067 0.0087 0.0107 0.0117 0.01273VS(m3/s) 4.62 4.323 4.101 3.909 3.735 3.574 3.497 3.4235.4.4.3 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，堰上液層高度為 0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)h 2.84 E 3600 L S owow 1000 l wLs min 0.00439m 3 s min1s13 0.

34、006 m 取 E 為 1, 可得液相負(fù)荷下限線：5.4.4.4 液相負(fù)荷上限線以 4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限則通過(guò)式：AfHT4 可得液相負(fù)荷上限線為31LS max0.0129m 3 s 15.4.4.5 液泛線令 H dH t hw由Hdhp hlhdHphch1 hh1hlhLhwhow聯(lián)立，忽略how 與 LS，hd與aVS2bcLS2dL2/ 3s式中LS， hc與VS 的關(guān)系式代入，整理得0.0512A0c0LhwHt0.153 / lw h0 232.84 10 3 E12/33600lw將有關(guān)數(shù)據(jù)代入求得：a 0.00429b 0.22725c 121 .183

35、d 1.059120.00429 V s20.22725121 .1832Ls21.0591 L2/3s在設(shè)計(jì)圍，取部分 VS ，求出相應(yīng)的 LS, 列表如下：3L S(m3/s) 0.0007 0.0017 0.0037 0.0057 0.0077 0.0097 0.117 0.1273VS (m3/s) 7.144 7.028 6.834 6.648 6.457 6.253 6.033 5.9155.4.4.6 負(fù)荷性能圖根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖A 液沫夾帶線； B 液泛線； C 漏液線 D液相負(fù)荷上限線； E 液相負(fù)荷下限線； F實(shí)際操作線 由圖可知， VS max=2.36742 m 3/sVS min=0.57524 m 3/s3VS,max 2.3674 m3 / s3V S，min 0. 5752 m / s