丙酮-水的填料塔分離畢業(yè)設(shè)計(jì)論文

1、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)目錄1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 11.1 設(shè)計(jì)的方案11.2設(shè)計(jì)工藝 11.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 12. 工藝計(jì)算 12.1 .1 水和丙酮物性數(shù)據(jù) 1全塔物料衡算2塔板數(shù)的確定22 .1.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 22.2填料塔的工藝尺寸的計(jì)算 32.2.1 塔徑的計(jì)算3塔高的計(jì)算5塔板壓降計(jì)算7塔板負(fù)荷性能圖83. 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型 83.1 填料支承設(shè)備93.2填料壓緊裝置 93.3液體再分布裝置 94. 設(shè)計(jì)一覽表 95. 后記 106. 參考文獻(xiàn) 107. 主要符號(hào)說(shuō)明 108. 附圖（工藝流程簡(jiǎn)圖、主體設(shè)備設(shè)計(jì)條件圖）1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1設(shè)計(jì)的方案

2、在抗生素類藥物生產(chǎn)過(guò)程中，需要用丙酮溶媒洗滌晶體，洗滌過(guò)濾后產(chǎn)生廢丙酮溶媒， 其組成為含丙酮50%、水50% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。為使廢丙酮溶媒重復(fù)使用，擬建立一套板式精餾塔，以對(duì)廢丙酮溶媒進(jìn)行精餾。得到含水量w 0.5%的丙酮溶液；或者丙酮回收率為98%。設(shè)計(jì)要求廢丙酮溶媒的處理量為31000 噸/年，塔底廢水中丙酮含量w0.05%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。1.2設(shè)計(jì)工藝生產(chǎn)能力31000噸/年（料液）年工作日300天原料組成50%酮，50%水 （質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成餾出液 99.5%丙酮，釜液0.5%丙酮操作壓力塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度泡點(diǎn)進(jìn)料狀況泡點(diǎn)加熱方式直接蒸汽加熱回流比：自選1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容1、確定

3、精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2 、 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過(guò)程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 、主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 、流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 、主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。2. 工藝計(jì)算2.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)（1）水和丙酮的性質(zhì)表1水和丙酮的粘度溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘 度mpa0.260.2310.

4、2090.1990.1790.160表2.水和丙酮表面張力溫度5060708090100水表面 張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3表3水和丙酮密度溫度5060708090100相對(duì)密 度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1:983.2977.8971.8965.3958.4丙酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4.水和丙酮的物理性質(zhì)分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701

5、.50表5.丙酮一水系統(tǒng)t x y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/C丙酮摩爾數(shù)xy10000920.010.27984.20.025p.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.2p.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上數(shù)據(jù)可作出t-y (x)圖如下t-y(x)yx)由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖相平衡線全塔物料衡算與操作方程(1)進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量 M A

6、=58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量M B =18.02 Kg/kmolXw0.0005 /58.080.0005 /58.080.9995 /18.02二 0.00016Xf0.5/58.080.5/58.080.5/18.02二 0.237Xd0.98/58.080.98/58.080.02/18.02=0.984均摩爾質(zhì)量Mf=0.237 58.08+ (1-0.237)18.02=27.514kg/kmolM D= 0.984 58.08+ (1-0.984)18.02=57.439 kg/kmolM w=0.00016 58.08+ (1-0.00016)18.02=18.026

7、 kg/kmolF=31000000/(300 x 24) / 27.514=156.486kg/kmol根據(jù)總物料衡算和易揮發(fā)組分的物料衡算公式F=D+WFxF = Dxd WxW156.486=D+W156.4860.237=D 0.984+W 0.00016D=37.67W=118.81塔板數(shù)的確定最小回流比：相平衡線10.90.80.7060.50.4000. 10.20.30.40.50.60.70.80.9x設(shè)進(jìn)料溫度是泡點(diǎn)溫度，則q=1, xF = xq從表5.丙酮一水系統(tǒng)tx y數(shù)據(jù)可得 xq=0.237 時(shí)，yq =0.815Rmin=0.984-0 815/0815-023

8、7=0304確定操作回流比R =(1.12.0)際為方便計(jì)算：R=2 Rmin =0.608全塔物料衡算與操作方程L=RD=0.60837.67=22.90kmol/h L' =L+F=22.90+156.486=179.39V' = (R+1) D=V=1.60837.67=60.57方程： 精餾段:“蘆和許=0.38X+0.61提餾段:L' W理論塔板數(shù)的確定:相平衡線10.90.8>060占0,403liirirm° °】°-2 03 °-4 ° °-6 °-7 °-8 

9、6;-9 1b點(diǎn)為精餾段操作線的在丫軸的截距b=0.61ab為精餾段操作線。D 點(diǎn)坐標(biāo)(0.237,0.700)cd為提餾段操作線由圖可知：精餾段塔板數(shù)：13提餾段塔板數(shù)：4、全塔效率的估算用奧康奈爾法(O'conenell)對(duì)全塔效率進(jìn)行估算: 根據(jù)丙酮一水系統(tǒng)t x(y)圖可以查得：td -56.50c (塔頂?shù)谝粔K板) Xd =0.968yi = 0.968設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上:yA = 0. 9 6 8Xa = 0.95yB = 0.032XbXi = 0.95=0.05可得:aAB(D)4=1.59Yb / xbtf =67.20c(加料板)Xf =0.0

10、937yF =0.75假設(shè)物質(zhì)同上:yA 二 0.750xA = 0.0937yB=0. 2 5 0Xb =0.9063可得:yA / XaaAB(F)Yb/Xb-29tw =100°c(塔底)xW 二 0.00629yW 二 0.00627假設(shè)物質(zhì)同上：yA =0.00627Xa = °.00629yB =0.99373可得:aAB(W)yA幾yB / xb-0.997所以全塔平均揮發(fā)度:a = 3 aD aF aW-3 1. 5 9 2 9 0. 9 97精餾段平均溫度:TdTf2蘭旦嘰61.850C2查前面物性常數(shù)(粘度表):61.85 0C 時(shí),丄水二 0.53mP

11、a s .L丙酮所以卩精=送X匕=°.53 0. 24 30. 52 =0.xB =0.993713. 5 80. 5 1 ma s7 5 Pa 0. 5查85 °C時(shí)，丙酮-水的組成y水 =0.175乂水=0. 7 5 7 y丙酮=0. 8 2 5 x丙酮二 0. 2 4 3所以ET(精)=0.49( 3.58 O.515).245 =0.55同理可得：提留段的平均溫度7 =1022= 83.60C查表可得在 83.6 °C 時(shí)ET(提)=0.49(3.58 0.336)-0.245=0.57四、實(shí)際塔板數(shù)N實(shí)際塔板數(shù)NtP -Et(1)精餾段:13Nr二=23

12、.6，取整24塊，考慮安全系數(shù)加一塊為24塊。0.55(2)提餾段:NS(提)=3 =5.26，取整6塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為 6塊。 (0.57故進(jìn)料板為第25塊，實(shí)際總板數(shù)為30塊。全塔總效率：Et =21 =0.57Np操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：Pd=101.3+4=105.3kpa設(shè)定每層塔板壓降 P=0.7kpa進(jìn)料板壓力：PF =105.3+4*24=201.3kpa塔底的壓力：PW =105.3+4*30=225.3kpa精餾段平均壓力：(105.3+201.3) /2=153.3提餾段平均壓力：(201.3+225.3) /2=213.3氣相平均壓力：Pm= (105.3+1

13、15.3) /2=110.3操作溫度計(jì)算：塔頂溫度：td=565C 進(jìn)料板溫度：tf=845C 塔底溫度：tw=963C精餾段平均溫度：tm1 =70.5C提餾段平均溫度：tm2 =90.4C平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均質(zhì)量：M LDm =0.984*46+0.016*18=45.552kg/kmolM VDm =0.987*46+0.013*18=45.636 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：M LFm =0.237*46+0.763*18=24.636 kg/kmolMVFm =0.815*46+0.185*18=52.16 kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量：M LWm =0.016*46+0

14、.984*18=18.448 kg/kmolM LWm =0.3*46+0.7*18=26.4 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：M Lm1= (45.552+24.636) /2=35.094 kg/kmolM Vm1 = (45.636+52.16) =48.898 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：M Lm2= (24.636+18.448) =21.542 kg/kmolM Vm2 = (52.16+26.4) =38.83 kg/kmol平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算：理想氣體狀態(tài)方程：匚m二卩“ =2.18RTm液相平均密度計(jì)算td =56.5 tf =84.5°C查表，a

15、 仁0.16 a 2=0.88PLm=716kg/m3液體平均粘度的計(jì)算td=56.5 查表得：卩仁0.535卩 2=1.245Lg 卩 mD=0.984*lg0.535=0.016*lg1.245=-0.266卩 mD=0.542mP - st f =84.5C查表得：卩 1=0.325卩 2=0.190口 mf=0.216平均粘度 U =0.524+0.216/2=0.374)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算； 氣液相體積流率：必從"385"LMlm=0.00051m* * 3 * * */s3600 ?lm計(jì)算：液相品質(zhì)流量Wl二L Ml = 803.65kg/h氣相品質(zhì)流量

16、 WG -V MV =2961.75kg/h(3)計(jì)算得泛點(diǎn)氣速填料類型理論板數(shù) N, 1/m比表面積at, 1/m空隙率£% P/Z, Mpa/mAk125X塑料孔板波紋填料0.855098.51.4*10 40.3321.563表7-2-1規(guī)整填料性能1/8叮2 二 A_KWl/Wg1/4l U at lg J77a:填料比表面積1/m A , K :常數(shù)Kg/h1空 218 漢 o.370.2 1=0.332 1.563漢 f 803.65 2!8 12961.75丿 1716 丿其中：u f為泛點(diǎn)氣速 m/s g :重力加速度 9.81 m/s2:空隙率卩l(xiāng)：液體黏度，mPa

17、sP VM , P LM :igUf2氣液相密度 Kg/m3Wg, Wl :氣液相質(zhì)量流量,19.81 0.9853 716求得泛點(diǎn)氣速:Uf =1.432m/s取安全系數(shù)u =0.7比 則空塔速度u=1.002WG2961.75v =PVMv D2u，得4實(shí)際塔氣速:U=g40.97m sAt 0.3853.溢流裝置的計(jì)算堰長(zhǎng)lw3溢流堰高度hw可取 lw =0.66D=0.66X 0.7=0.462m由hw=hL-hw，選用平直堰，堰上液層高度：h。"誥2-fi y3E 乂(Lw j取用E=1，則how_ 2.4810001 3600 °.000510.4623 二 0

18、.00622m取液上清液層高度hw 二 0.07 一 0.00622 = 0.0638m弓形降液管寬度Wd和截面積At由 lw / D 二 0.66，查圖5-7 ()附圖得 =0 . 00 7興;=0.152AtD2Wd =0.152 0. 0.1064m; Af = 0.0762 0.385 = 0.0293m用經(jīng)驗(yàn)公式:Lh3600AfHT3600 °.°293 °.5 = 28.73s 5s0.00051 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h。hoLh3600lWUo取 u°'=0.08m/s則 h。=0.0089hw - ho =0

19、.0638 - 0.0089 = 00549m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度hw =50mm塔板布置塔板的分塊因?yàn)镈 >700mm,故塔板采用分塊式，查表 5-3得：塔板分3塊邊緣區(qū)寬度確定取 Ws =Ws =0.070m,WL = 0.035m開孔區(qū)面積A=2 x>/r2 2-X2二 r . x arcs in180rx 詣一 :W 二乎 一 0.1088 0.07 i=0.1712m其中,D0 . 7r = = WL = 0 . 0 350 .m 1 52 2=2疋 0.1712 匯 J0.3152 0.1712 2+二 0.3152180.0.171

20、2 arcs in0.315二 0.204m篩孔計(jì)算及其排列選用S =3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑 d°=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d°=5mm篩孔數(shù)目:開孔率：n =1.155Aa/t2/ .2=0.9070.00510.1%10.015 丿1.155 0.3020.015= 1550.27個(gè)U。氣體通過(guò)閥孔的氣速為:-0.374/ 0.101 0.302i=12.26m/s3塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：Z 二 Hp （N-2-S）HSTHFHvHHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）H t -板間距N-實(shí)際板數(shù)S-人孔數(shù)H f -進(jìn)料板出板間距Hw-

21、塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=30塊，板間距Ht=0.3由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗， 可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，因?yàn)榘鍞?shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。取人孔兩板之間的間距Ht =06m，貝U塔頂空間Hp=1m，塔底空間Hw=1.5m,進(jìn)料板空間高度Hf =0.8m，那么，全塔高度：Z =（32 一2） 0.3 1.11.2 1.5 =12.8m塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度Wc=35mm，破沫區(qū)寬度70mm，查得 堰長(zhǎng)檐長(zhǎng)Lw二528mm弓形溢流管寬度 Wd =109mm弓形降液管面積Af = 0.04m2A降液管面積與

22、塔截面積之比 =7.62%AT堰長(zhǎng)與塔徑之比 旦-0.660D降液管的體積與液相流量之比.，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于 5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間Af HtLst0.04 0.30.00144=8.3s 5s符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間Af *HtT =ST0 04 漢 0 35 .17S 5S 符合要求0.00232弓形降液管米用平直堰，堰咼hw二hi -how hL -板上液層深度，一般不宜超過(guò) 60-70mm hw -堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Fran cis公式計(jì)算L ?how =0.00284E（）3 E-液體的收縮系數(shù) LwLS-液相的體積流量Lw-

23、堰長(zhǎng)精餾段how = 0.00284E(3600 0.000370.652)3= 0.00526E由 Lw =0.66DLs3600 0.00037(Lw)25 _0.5282.5一 .查手冊(cè)知 E=1 則how =0.00526xi=0.00526mhw =0.06-0.00526=0.0546m降液管底部離塔板距離h。,考慮液封，取h。比hw小15mm 即 h0 =0.0546-0.01=0.0446同理，對(duì)提餾段13.76 3 how=0.00284E()3 =0.00337E0.65由 Lw -0.66D查手冊(cè)得 E=1.how=0.00337Xl=0.0337m hw =0.06-0

24、.00337=0.05663m h° =0.05663-001=004663m6開孔區(qū)面積計(jì)算已知 Wd=0.12m進(jìn)取無(wú)效邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m破沫區(qū)寬度 Ws=0.07m閥孔總面積可由下式計(jì)算Aa =2 x r2 -X訂2 arcsinQ)IL180rD1x-(W5 Wd)(0.07 0.1088) -0.2212mr= D - Wc = 0.4 - 0.035 = 0.365m2所.2 応20 2212 丨2z °2212°.365 一°2212 荷 °365 arcsin(00265r) "302m篩板的篩孔和開孔率因乙

25、醇-水組分無(wú)腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm1158000代 ，1158000、篩孔數(shù)目 n2 a2) 0.302 二 1550.27 ： 1 5 50t2152開孔率0.9072 二0907 =10.07% (在 5-15%范圍內(nèi))(t/d)232氣體通過(guò)篩孔的氣速為U0煜則精餾段0.339u0J11.114m/s0.1007 0.462提餾段0.336uoT11.0517m/s0.1007 0.302六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降干板阻力hc計(jì)算2干板阻力he =0.015 Uo©八丿0m液柱由所選用篩

26、板do"67，查得Co =0.773h0-0511' 1047732. 14 °，氣體通過(guò)液層的阻力的計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力二巾1VAT _ Af0.978m/ s0.385 -0.00293F0 =U7V =0.978.278 = 1.444kg12 / s m'2查圖得：2 =0.70二 hL = PhL =(hw +h°w )= 0(0.0 553 20.0 04 6彷 0.04 2液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力4%4漢 4 0. 4 37 3 10 cc,q扇卄h _0.00 4m 液柱«gd07 1 4 9. 8

27、 10. 00 5氣體通過(guò)每層塔板的高度hp可計(jì)算：hp 二 hc hL h 0. 0 71 75Pp 二hp' Lg 593Pa ：700P(700Pa=計(jì)允許值)液面落差所以可忽略液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大， 的影響。液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式e =5.7 10- c Ua HT-hf 32由 hf =2.51 =2.5 0.042 =0.105m所以ev二5.7 10占40.43733 2(11.114 T l0.40.105 丿= 0.016 ： 0.1故設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev允許范圍內(nèi)漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速：5時(shí)=4.40.00560.13h

28、匚= 4.4 0. 7 720. 0 05 6_0. 1 3 - 0. 04 2_0407 1 4 / 2. 1 8=5.17m/s實(shí)際空速：U0 =11.114m s穩(wěn)定系數(shù)：K 仏=1.89 1.5U o,min故在本實(shí)驗(yàn)中無(wú)明顯漏液。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度 Hd應(yīng)服從式子Hd 乞:Ht hw取即-0.5/： HT hw A0.5 0.3 0.054700.177而Hd =hp hlhd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd =0.153U° 2 =0.153 0.082 = 0.001m液柱Hd =hp g hd =0.08 0.06 0.001 =0.141 ： 4 H

29、T hw可知，本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛七、塔板負(fù)荷性能圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1.1嚴(yán)重漏液線查C。%圖知U°,min =4.40.0056 + 0.13血hJPJPV= 4.4 0.7720.00560.13- 0.0420.0040714/ 2.182 / 12Vs, mi n0. 1 3 6 3.2 44s6.8 3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，已上式計(jì)算VsLs m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.25700.26700.27910.28901.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5.7 10:LVsAT -

30、AfVs0.385 -0.00293-2.618VSh2.5h2.5|0.054j2100013600L0.486IJ= 0.13675 2.625L23sHt -hf =0.16325 -2.625L：33.25.7W667 41.08 102S和一5.7匯1040.4373 10"2.152Vs2-；3= 0.1Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s1.4711.4191.3521.296解得Vs= 1.532 -8.665L2/3s可作出液沫夾帶線 2(3)液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對(duì)

31、于平直堰，取堰上液層高度how =0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)2.84 _,3600Lss)3 =0.0053 E Lwhow = E(0.0 0 53 0E=1,則 Ls,min (-= °o. o om32s /2.84據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)何下限3.(4)液相負(fù)荷上限線以二=3s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHT故 Ls,maxAfH0.0293 0.043-0.00391m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4(5)液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度Hd令肌=®(Ht +hw)=鞏0.4 +0

32、.05470 ) Hhhhdhp = he + % +入h1八hL , n = hw . % 聯(lián)立得Ht 川汁-1 hw1)how hc hd整理得：aVfOL； cTL?3a，2爲(wèi)(A)阿！H；!8) =0.0911(Aq)PL(0.101 7.53 X0.773)2 7140.051b，= Ht (-1)hw =0.5 0.298 (0.5 0.7 -1) 0.05470 =0.1600.153C血)20.153(0.462 0.0463)2= 334.383冉 3600 2/3d，=2.84 10 E(1)()2/3 =1.741 w22230.0911V： =0.160-334.38 L；-1.74 Ls3列表計(jì)算如下Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s1.6291.4981.3281.166由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下:1.81.61.41.20.80.60.40.2審 液沫夾帶線 嚴(yán)重漏液線液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷上限線 一一液泛線在負(fù)荷性能圖A 上,作出操作點(diǎn)A，連接0A，即可作出操作線。由圖可以看出, 該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得33Vs， max= 1.905m /sV s，m