苯—甲苯精馏塔设计

1、目录目录苯苯- -甲苯甲苯精馏塔设计精馏塔设计任任务书务书 .I 前前 言言.1一一设计方设计方案案的的确定确定.11.1 设计流程的说明 .21.2 操作方案的说明 .21.3 本设计中符号的说明 .3二二精馏塔精馏塔的的物物料料衡算衡算.42.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 .42.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .4三三塔板数塔板数的的确定确定.53.1 理论板数 NT的求取.53.2 实际板层数的求取 .7四四 精馏塔的工艺精馏塔的工艺条条件及物性数据的计算件及物性数据的计算.84.1 操作压力的计算 .84.1 操作温度的计算 .84.3 平均摩尔质量的计算 .84.

2、4 平均密度的计算 .84.5 平均粘度计算.84.6 液体平均表面张力计算 .9五五精馏塔的塔体工艺尺精馏塔的塔体工艺尺寸寸计算计算.95.1 塔径的计算.105.2 精馏塔有效高度的计算 .11六六 塔板主要工艺尺寸的塔板主要工艺尺寸的计计算算.11七七. . 塔板的流体力学验塔板的流体力学验算算.12八八 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.15九九 筛板塔设计计算结果筛板塔设计计算结果.16十参考文献十参考文献.17十一十一. .设计感言设计感言.18 板式精馏塔设计任务板式精馏塔设计任务（一） 设计题目苯甲苯溶液连续精馏塔设计。（二）设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含苯 35%（质

3、量） ，其余为甲苯。（2）塔顶产品的苯含量不得低于 96%（质量） （3）塔底产品的苯含量不得高于 0.01（质量） （4）混合液处理量为 5t/h （5）操作条件 （A）精馏塔顶压强 4kpa(表压) （B）饱和液料进料 （C）回流比 R/Rmin=1.5 （D）间接蒸汽加热 （E）单板压降不大于 0.7Kpa。（三）设备形式 设备形式为筛板塔。（四）设计内容 1.设计方案的确定及流程说明。 2.塔的工艺计算。 3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计。 （1）塔高,塔径及塔板结构尺寸的确定。 （2）塔板的流体力学验算。（3）塔板的负荷性能图。4.设计结果概要货设计一览表。5.塔板结构俯视图和塔板安装

4、图。6.对本设计的评述或有关问题的分析讨论。苯苯甲苯分离过程筛板精馏塔设计甲苯分离过程筛板精馏塔设计（南华大学化学化工学院，衡阳，黄刚）（南华大学化学化工学院，衡阳，黄刚） 摘要摘要：本设计对苯甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生

5、产工艺的需要，有一定的实践指导作用。关键词关键词：苯甲苯；分离过程；精馏塔 前前 言言塔设备的应用有着悠久的历史，在很多工业部门都有应用，尤其用在化工、石油、能源等部门。精馏塔是分离混合主份的常用方法。由于、蒸馏属于气液两相见的传质过程。塔设备主要包括以下两类：板式塔、填料塔两大类。对一个具体达到分离过程，设计中选择何种塔型，应该根据生产能力、分离效率、塔压力降、操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。精馏塔的设计主要包括以下内容:根据分离任务和有关要求确定设计方案;初步确定精馏塔的结构尺寸;核算流体力学;确定塔的工艺结构。绘制塔板的负荷性能图。（一）设计方案的确定（一）设计方案

6、的确定本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1. 设计流程的说明：设计流程的说明： 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此

7、过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。冷凝器再沸器 连续精馏操作流程图连续精馏操作流程图 2.2. 操作方案操作方案的说明的说明：本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝

8、器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。设计操作流程图设计操作流程图3. 本设计本设计中符号的说明中符号的说明英文字母英文字母:A0筛孔面积， h0降液管底高度，m Aa塔板开孔面积， h相克服表面张力压降所当高度，m Af降液管面积， k 筛板的稳定系数 AT 塔截面积， L 塔内下降液体流量，kmol/hC 计算时 umax的负荷因数 lW溢流堰高度,mCO流量系数 LS下降液体流率，m3/sD 塔径，m N 理论板数 d0 筛孔直径，mm

9、NP实际塔板数E 液流收缩系数 NT理论塔板数 ET 全塔效率 n 筛孔数ev 雾沫夹带量，kg 液/kg 气 P 操作压强，pa或 kpaF 进料流量, kmol/h P 压强降， pa或 kpaFa气相动能因数 q 进料热状态承参数H 板间距，mm R 回流比hc 与干板压降相当液柱高度 ，m S 直接蒸汽量，kmol/hh1 进口堰与降液管的水平距离，m t 筛孔中心距，mmhl 与气流穿过液层的压降 相当液柱高度 m u 空塔气速，m/shf 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速, m/s hL 板上液曾高度，m u0降液管底隙处液体流速,m/s hd,与液体流经降液管压降相当液柱高度，

10、m DF 进料管直径, m Dl 回流管直径, mDW 釜液出口管直径, m DT 塔顶蒸汽管直径, m 下标： hp 与单板压降相当液层高度，m A 易挥发组分 B 难挥发组分how 堰上液层高度，m D 馏出液 hw 溢流堰长度， m L 液相W 釜残液流量，kmol/h h 小时 WC 无效区块度，m i 组分序号 Wd 弓形降液管高度，m m 平均ws安定区宽度，m F 原料液X 液相中易挥发组分摩尔分率 min 最小Y 气相中易挥发组分摩尔分率 max 最大Z 塔的有效高度，m n 塔板序号vs塔内上升蒸汽流量，m3/s 希腊字母希腊字母 ： 相对挥发度，无因次 干筛孔流量系数的修正

11、系数 ，无因次 液体表面张力， mN/m 筛板厚度，mm 粘度， mPa.s 液体密度校正系数 开孔率t 时间,sL液相密度,kg/m3V液相密度,kg/m3（二）（二）精馏塔精馏塔的物料衡算的物料衡算1 1原料及原料及塔顶产品的摩尔分率塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量为：78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13kg/kmolxf=(0.35/78.11)/(0.35/78.11+0.65/92.13)=0.388xd=(0.96/78.11)/(0.96/78.11+0.04/92.13)=0.966xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=

12、0.012 2.2.原料液及原料液及塔顶产品的平均摩尔质量塔顶产品的平均摩尔质量Mf=0.38878.11+92.13(1-0.412)=86.69kg/kmolMd=0.96678.11+92.13(1-0.966)=78.59kg/kmolMw=0.01278.11+92.13(1-0.012)=91.96 kg/kmol则可知：原料的处理量：F=50000/86.69=57.67kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: xfF= xd D+Wxw容易得出： D=22.73 kmol/hW=34.94 kmol/h ( (三三) )塔板数塔板数的确定的确定1.理论板数的求取TN(1)相

13、对挥发度的求取苯的沸点为 80.1，甲苯额沸点为 110.631当温度为 80.1时 006. 279.2201 .80033.12110355. 6lgAP 591. 1482.2191 .808 .134407954. 6lgBP解得，KPaPA34.101KPaPB96.382当温度为 110.63时 376. 279.22063.110033.12110355. 6lgAP 006. 2482.21963.1108 .134407954. 6lgBP解得，KPaPA95.237KPaPB34.101则有 600. 296.3831.1011348. 234.10195.237247.

14、2348. 2600. 221(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故，根据相388. 0Fqxx平衡方程有610. 0388. 0) 147. 2(1388. 047. 2) 1(1qqqxxy最小回流比为60. 1388. 0610. 0610. 0966. 0minqqqDxyyxR回流比为最小回流比的 1.5 倍，即4 . 260. 15 . 15 . 1minRR(3)精馏塔的气、液相负荷 hKmolRDL/55.5473.224 . 2hKmolDRV/28.7773.22)60. 21 ()1 (hKmolqFLL/22.11267.5755.5

15、4 hKmolVV/28.77(4)操作线方程精馏段操作线方程 284. 0706. 0160. 2966. 0160. 260. 2111xxRxxRRynDnn提馏段操作线方程 005. 0452. 11mwmmxWqFLWxxWqFLqFLy两操作线交点横坐标为 388. 0160. 2388. 0) 160. 2() 1() 1(qRxqxRxDFF理论板计算过程如下：气液平衡方程xxxaaxy47. 1147. 2) 1(1 变形有yyx47. 147. 2 由 y 求的 x,再将 x 带入平衡方程，以此类推WFDxxyxyxyxyxyxyxyxxyxyxyxyxyxyxyxxy 0

16、06. 0013. 00123. 0030. 0017. 0041. 0032. 0075. 0055. 0126. 0090. 0197. 0139. 0480. 0388. 0334. 0554. 0385. 0607. 0458. 0676. 0556. 0739. 0645. 0818. 0756. 0884. 0851. 0934. 0920. 0966. 0151514141313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡总理论板数为 15（包括蒸馏釜） ，精馏段理论板数为

17、7，第 8 块板为进料板。2.2.实际板层数的求取实际板层数的求取由 t-x-y 图td=82.1 tw=110.5平均温度 tm=（td+tw）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手册，知tm 下的粘度为 A=0.27 B=031由 t-x-y 图得 xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419L=0.3650.27+0.6350.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.5810.635)/(0.4190.365)=2.412Et=0.49（）=0.49(2.4120.296)=0.53TEL245. 0245. 0精馏段实际板层数 N

18、精=6/0.53=11.3=12N 提=7.5/0.53=14.15=15 ( (四四) ) 精馏塔的精馏塔的工艺工艺条件及有关物性数据的计算条件及有关物性数据的计算 操作压力的计算塔顶操作压力 Pd=101.3+4=105.3（ Kpa）每层板压力：Pm=0.7(KPa)进料板压力： PW=105.3+120.7=189.3(KPa)精馏段平均压力：Pm=(105.3+189.3/2=147.3(KPa) 操作温度的计算 塔顶温度 tD=82.1 进料板温度 tF=97.2 塔釜温度 tW=103.2精馏段平均温度 tm=(82.1+103.2)/2=89.65() 平均摩尔质量的计算塔顶平

19、均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，, 983. 01Dxy92. 01xmolKgMVDm/59.7813.92)966. 01 (11.78966. 0molKgMLDm/23.7913.92)92. 01 (11.78959. 0进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，610. 0Fy388. 0FxmolKgMVFm/58.8313.92)610. 01 (11.78610. 0molKgMLFm/69.8613.92)388. 01 (11.78388. 0精馏段的平均摩尔质量为molKgMVm/085.812/ )58.8359.78(molKgMLm/96.822/

20、)69.8623.79( 平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(14781.91)/8.314(273.15+89.65)=4.00kg/m3液相查不同温度下的密度，可得 tD=82.1.时 A812.7kg/m3 B=807.9kg/m3tF=97.2时 A793.0kg/m3 B=788.54kg/m3LDm=1/(0.96/812.7+0.04/807.9)=812.5kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.38878.11)/(0.38878.11+0.61292.13)=0.35 LFm=1/(0.35/793.0+0.65/78

21、8.54)=791.6kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(789.9+791)/2=790.45kg/m3 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由 tD=82.1查手册得A=0.302mPa.s B=0.306mPa.slgLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306)解得LDm=0.302mPa.sb进料板平均粘度的计算由 tF=97.2查手册得A=0.261mPa.s B=0.3030mPa.slgLFm=0.388lg(0.2610)+0.612lg(0.3030)解得LFm=0.261mPa.s精馏段平均粘度Lm=

22、(0.302+0.261)/2=0.282mPa.s 液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD=82.1查手册得A=21.24mN/m B=21.42mN/mLDm=0.96621.24+0.03421.42=21.25 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF=97.2查手册得A=19.10mN/m B=19.56N/mLFM=0.38819.10+0.61219.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m( (五五) ) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏

23、塔的塔体工艺尺寸计算1.1.塔径塔径的的计算计算精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(77.2881.085)/(36004.00)=0.451m3/sLS=LMLm/3600Lm=(54.5582.96)/(3600790.45)=0.0017m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得 C20再求maxLVVuC2 . 020)02. 0(CC 图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0533取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取 hL=0.06m，则 HT-hL=0.34 m史密斯关联图史密斯关联图由上面史密斯关联图，得知C20=0.073气体负荷因子C

24、= C20(/20)0.2=0.0732Umax=1.033 m/s取安全系数为 0.7，则空塔气速为 0.7 U=Umax=0.71.033=0.723m/s=0.891mu14. 3s4/VD 按标准塔径圆整后为 D=0.9m塔截面积为 At=3.140.90.9=0.636 m2实际空塔气速为 U实际=0.451/0.636=0.709 m/sU实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h 2.2.精馏塔有效精馏塔有效高高度的计算度的计算精馏段有效高度为 Z 精=（N

25、 精-1）HT=（12-1）0.40=4.4 m提馏段有效高度为 Z 提=（N 提-1）HT=（15-1）0.40=5.6 m在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.8 m故精馏塔有效高度为 Z=Z精+Z提+0.5=4.4+5.6+0.8=10.8m ( (六六) )塔板塔板主要主要工艺尺寸的计算工艺尺寸的计算1.1.溢流堰装置计算溢流堰装置计算因塔径D=0.9m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m 的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长 lw可取 lw=0.65D=0.59m2) 溢流堰高度

26、hw由 hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度 how 由下列公式计算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用 E= 1.0 ，则how=0.014m取板上清液层高度 hL=0.06 m故 hw=0.046m3) 弓形降液管的宽度 Wd 和截面积 Af由 Wd/D=0.65 m 查图可求得Af/AT=0.071 1 Wd/D=0.122Af=0.0570.636=0.0452m2Wd=0.1220.9=0.110 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600

27、 AfHT/Lh= 3600 0.04520.40/ (36000.0017)=10.64s5s 其中 HT即为板间距 0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度 hoho= Lh/（3600lwuo）取 uo=0.09m/s则 ho=0.00173600/(36000.650.09) =0.029 m Hw-ho=0.046-0.029=0.017m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度 hw=50mm。2.2.塔板布置塔板布置1) 塔板的分块因为 D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为 3 块。2) 边缘区宽度

28、确定取 Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积 Aa 按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r） 】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由 Wd/D=0.122， 推出 Wd=0.110由上面推出 Aa=0.420m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用 = 3mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为t=3do=15mm筛孔的数目 n 为n=1.155Ao/t2=2156 个开孔率为 =0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/

29、Ao=0.451/（Aa）=10.63m/s（七）塔版流体（七）塔版流体力学验算力学验算1) 塔板的压降a 干板的阻力 hc 计算干板的阻力 hc 计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取 do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以 hc=0.051(10.63/0.772) 2(4/801.2)=0.0483m 液柱b 气体通过液层的阻力 hl 的计算气体通过液层的阻力 hl 由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=0.451(0.636-0.0452)=0.763m/sFo=0.763 (4.00)1/2=1.53kg1/2/(s m1/2)可

30、查得，得 =0.59所以 hl=hL=0.59(0.046+0.014)=0.0354 m 液柱c 液体表面张力的阻力 h计算液体表面张力的阻力 h由公式 h=4L/（lgdo）计算,则有h=(420.3410-3)/(801.29.810.005)=0.0021 m 液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.0858801.29.81=674KPa0.9KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略

31、液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2由 hf=2.5hL=2.50.06=0.15m 所以：ev=(5.710-6/20.3410-3) 【0.763/(0.4-0.15)】=0.010kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速 uo,min可由公式Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=5.110m/s实际孔速为o10.63m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.081.5故在本设

32、计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度 Hd 应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取 = 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.099)2=0.00151m 液柱Hd=hp+hL+hd=0.0858+0.06+0.00151=0.147m 液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛（八）塔板（八）塔板负负荷性能图荷性能图精馏段精馏段a漏液线Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min

33、=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =2.039(0.00948+0.127Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值计算结果列于下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.2080.2150.2240.231b 液沫夹带线ev =0.1kg 液/kg 气为限，求 VsLs 关系如下：ev=5.710-6/L【 ua/(

34、HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.693 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.046how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.046+ 0.98 Ls2/3)=0.115+2.5 Ls2/3HThf=0.40-0.115-2.5Ls2/3=0.285-2.5 Ls2/3 ev=5.710-6/20.3410-3【 1.693Vs/(0.285-2.5 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得 Vs=1.06-9.27 Ls2/3 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值计算结果列于下表Ls m3/s0.00060.00

35、150.00300.0045Vs m3/s0.9960.9410.8710.812c 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度 how=0.005m 作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.006Ls,min=0.00056m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3d 液相负荷上限线 以 =5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（AfHT）/Ls=5故 Ls,max=（AfHT）/5=（0.04520.40）/5=0.00362 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令 Hd=(HThw)Hd=hp+h

36、L+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略 h，将 hOW与 Ls、hd 和 Ls、hc 与 Vs 的关系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.1010.420.772)2（4.00/801.2）=0.237b=0.50.4(0.5-0.59-1)0.046=0.150c=0.153/(0.59

37、0.029)2=522.63d=2.8410-31( 1+0.59)(3600/0.59)(2/3)=1.552 故V2s=0.63-2205.19 Ls2-6.55 L2/3s在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果如下表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s0.7640.7360.6900.640在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 0.704m3/s Vs,min=0.207 m3/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=0.704/0.207=3.400 LsVs,max1.01.02.03.02.0(1)(2)(3)(4)(5)PsmLs/,1033 图二图二(） （）408. 0 ,10787. 44179. 1 ,10833.134（九）、（九）、筛板筛板塔设计计算结果塔设计计算结果序号项目