苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(jì).doc

1、淮 陰 工 學(xué) 院課程設(shè)計(jì)說明書作 者：學(xué) 號(hào)：系 (院）：專 業(yè)：題 目：苯甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(jì)指導(dǎo)者： 2010年6月化工原理課程設(shè)計(jì)說明書中文摘要精餾是利用混合液中組分揮發(fā)度的差異，實(shí)現(xiàn)組分高純度分離的多級(jí)蒸餾操作，即同時(shí)實(shí)現(xiàn)多次部分汽化和部分冷凝的過程.實(shí)現(xiàn)精餾操作的主體設(shè)備是精餾塔。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中,其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。我國(guó)石油工業(yè)具有一定的水平，但還是一個(gè)發(fā)展中的國(guó)家,擺在我們石油工作者面前的任務(wù)是繁重的。因此必須堅(jiān)持獨(dú)立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高,綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進(jìn)水平。

2、關(guān)鍵詞 :精餾塔 塔板 苯甲苯 塔板負(fù)荷淮 陰 工 學(xué) 院化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì) 任 務(wù) 書專業(yè)： 化學(xué)工程與工藝班級(jí)： 姓名： 學(xué)號(hào)： 設(shè)計(jì)日期: 2010 年 6 月 21 日 至 2010 年 7 月 2 日設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件:進(jìn)料量F= 160 kmol/h進(jìn)料組成= 0.55 （摩爾分率)進(jìn)料溫度tF= 泡點(diǎn)溫度 產(chǎn)品要求= 96% 回收率= 94 設(shè)計(jì)內(nèi)容:1、精餾塔的物料衡算；2、塔板數(shù)、壓降的計(jì)算;3、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算;4、精餾塔的相關(guān)工藝尺寸計(jì)算；5、繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。 指導(dǎo)教師：胡 濤 2010年 6 月 目 錄1。

3、引言·················································

4、3;········ 61.1 塔設(shè)備的分類·······································

5、3;···········61。2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位 ·······························61。3 設(shè)計(jì)條件··

6、3;·················································

7、3; 61。4 問題研究 ················································

8、;·····62. 板式塔的設(shè)計(jì) ···········································

9、······621 工業(yè)生產(chǎn)對(duì)塔板的要求· ········································62。

10、2 設(shè)計(jì)方案的確定 ················································72

11、.2。2 操作壓力的選擇 ··············································72。2。3 進(jìn)料熱狀

12、況的選擇 ············································72.2.4 加熱方式的選擇 ··

13、3;···········································72.2。5 回流比的選擇 ····&#

14、183;···········································73 工藝流程圖 ·····

15、;·················································74。 工

16、藝計(jì)算及主體設(shè)備的計(jì)算·······································84。1 精餾塔的物料衡算·······

17、·······································84。1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率·······&

18、#183;·····················84。1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量························

19、·84.1. 3 物料衡算···········································84.2 塔板數(shù)的確定 ··

20、················································94。2。1 理論板層數(shù)

21、NT的求取········································94。2。2 實(shí)際板層數(shù)的求解 ······

22、83;····································94.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 ·········

23、3;·················94.3.1 操作壓力的計(jì)算······························&#

24、183;···············104。3.2 操作溫度計(jì)算································

25、················114.3.3 平衡摩爾質(zhì)量的計(jì)算·······························&

26、#183;··········114。3.4 平均密度的計(jì)算····································

27、3;········ 124。3.5 液體平均表面張力計(jì)算······································

28、83; 134.3.6 液體平均粘度計(jì)算··········································· 134.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算

29、83;·····································144。4。1 塔徑計(jì)算··········

30、83;·········································144。4.2 精餾塔有效高度的計(jì)算·····

31、83;·································154.5. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算·············

32、83;························154.5。1 溢流裝置計(jì)算·······················&

33、#183;························154.5。2 塔板布置·······················&

34、#183;····························164.6. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算··················

35、83;························174。6.1 塔板壓降·······················

36、83;····························174。6。2 液面落差···················

37、83;································184。6。3 液沫夾帶···············

38、83;···································184。6。4 漏液·············

39、;···········································194。6。5 液泛·····&

40、#183;·················································&

41、#183;194。7 塔板負(fù)荷性能圖···············································

42、·194。7.1 漏液線···············································&

43、#183;······204。7.2 液沫夾帶·········································&

44、#183;··········204.7.3 液相負(fù)荷下限線····································

45、3;·········214.7。4 液相負(fù)荷上限線······································&

46、#183;·······214.7.5 液泛線········································&#

47、183;·············225. 輔助設(shè)備的草圖及選型 ·································

48、3;·······245.1 回流冷凝器· ·······································

49、3;·········245.2 再沸器 ·······································

50、···············25結(jié)束語··································&

51、#183;·························27參考文獻(xiàn)·······················&

52、#183;···································27引言1.1 塔設(shè)備的分類塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備,廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量

53、的塔板，氣體以鼓泡或噴射的方式穿過板上的液層,進(jìn)行傳質(zhì)于傳熱。在正常操作下,氣相為分散相,液相為連續(xù)相,氣相組成呈階梯變化，屬于逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層,液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（有時(shí)也采用并流向下)流動(dòng)，氣體兩相密切接觸進(jìn)行傳熱與傳質(zhì)。在正常操作過程中，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬于微分接觸逆流操作過程. 1.2 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位精餾過程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中,汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中,從而達(dá)到分離的目的。因此精餾塔操

54、作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟(jì)效益。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。1.3 設(shè)計(jì)條件進(jìn)料量每小時(shí)160千摩爾，原料中含苯55（摩爾分率），以沸點(diǎn)狀態(tài)送入塔內(nèi)。要求塔頂餾出物含苯96%（摩爾分率），塔釜?dú)堃褐泻讲淮笥?%，操作回流比取最小回流比的2。5倍。1.4 問題研究本設(shè)計(jì)是針對(duì)苯甲苯的分離而專門設(shè)計(jì)的塔設(shè)備.根據(jù)設(shè)計(jì)條件以及給出的數(shù)據(jù)描述出塔溫度的分布,求得最小回流比以及塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度、塔釜的相對(duì)揮發(fā)度、全塔平均相對(duì)揮發(fā)度，又根據(jù)物料平衡公式分別計(jì)算出精餾段和提餾段的汽、液兩相的

55、流量。之后，計(jì)算塔板數(shù)、塔徑等.根據(jù)這些計(jì)算結(jié)果進(jìn)行了塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)等。計(jì)算和設(shè)計(jì)這些之后進(jìn)行了有關(guān)的力學(xué)性能計(jì)算和一系列的校核。2板式塔的設(shè)計(jì)2。1 工業(yè)生產(chǎn)對(duì)塔板的要求： 通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。 塔板效率要高。 塔板壓力降要低。 操作彈性要大. 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于制造。在這些要求中，對(duì)于要求產(chǎn)品純度高的分離操作，首先應(yīng)考慮高效率；對(duì)于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大.22設(shè)計(jì)方案的確定22.1裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。在本

56、次的設(shè)計(jì)中,是為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)該采用連續(xù)精餾流程。2。2.2操作壓力的選擇 蒸餾過程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾.一般除熱敏性物系外，凡通過常壓 分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用 常壓精餾。 根據(jù)本次任務(wù)的生產(chǎn)要求，應(yīng)采用常壓精餾操作。2.23進(jìn)料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，它的不同將影響塔內(nèi)各層塔板的汽、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽和液體進(jìn)料，通常用釜?dú)堃侯A(yù)熱原料.所以這次采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。2。2。4加熱方式的選擇 由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝

57、氣冷凝,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)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。2。2.5回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件,其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。 苯甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2。0倍.塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3工藝流程圖板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件(包括塔板、降液管和受液盤)、人孔、進(jìn)出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動(dòng)的方式，可將塔板分為錯(cuò)流與逆流塔板兩類。工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。此次設(shè)計(jì)按照要求選用篩板塔來分離苯-甲苯系。4工藝計(jì)算及主體設(shè)備的計(jì)算4.1 精

58、餾塔的物料衡算 苯的摩爾質(zhì)量=78。11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量=93。13 kg/kmol原料處理量F=160 kmol/h進(jìn)料苯的摩爾分率=0.55塔頂苯的摩爾分率=0.96塔頂易揮發(fā)組分的回收率=94%總物料衡算： F = D + W 易揮發(fā)（苯）組分衡算：塔頂易揮發(fā)組分（苯）的回收率： = 聯(lián)立解得 4。2 塔板數(shù)的確定4。2。1理論板層數(shù)的求取苯甲苯屬理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊(cè)查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖1。 求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對(duì)角線上，自點(diǎn)e(0.55，0.55）作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與

59、平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 = 0。75 = 0.55故最小回流比為 R=取操作回流比為 R=2Rmin=2×1。05=2。1求精餾塔的氣、液相負(fù)荷求操作線方程精餾段操作線方程提留段操作線方程圖解法求理論塔板數(shù)采用圖解法求理論塔板數(shù),如圖1所示。求解結(jié)果為:總理論板層數(shù) N = 10.5(包括再沸器)進(jìn)料板位置 N = 5圖1 圖解法求理論板層數(shù)4。2。2實(shí)際板層數(shù)的求解精餾段實(shí)際板層數(shù)N= 提留段實(shí)際板層數(shù)N=4。3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算4.3.1操作壓力的計(jì)算設(shè)塔頂表壓 P表 = 4 kPa塔頂操作壓力 PD = 101。3 + 4 =105。3 kPa每

60、層塔板壓降 P = 0。7 kPa進(jìn)料板壓力 PF = kPa精餾段的平均壓力 kPa4.3。2操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計(jì)算,計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD82.1 進(jìn)料板溫度 t=泡點(diǎn)溫度確定在110。9kPa下溶液的泡點(diǎn)需采用試差法。經(jīng)過幾次試差后，得到泡點(diǎn) t = 92 進(jìn)料板溫度 t = 92精餾段平均溫度 t（82.l92)/2 = 87。054。3。3 平衡摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由x= y= 0.96， 查平衡曲線（見圖1）,得 x = 0。889M = 0.96 78。11 +

61、(1-0.96) 92。13 = 78。67kg/kmolM =0。889 78。11 + （10.889) 92。13 = 79。67kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板（見圖1)，得y = 0.702查平衡曲線 (見圖1）,得x = 0.495M = 0。702 78.11 + (1-0。702) 92.13 =82.29kg/kmolM =0。495 78.11 + （10。495） 92.13 = 85。19kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量M = （ 78。67+82.29） /2 = 80.48kg/kmolM = （79.67 + 85.19） / 2 = 82.43

62、kg/kmol4.3。4平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 = = = 2。91kg/m液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算 由t82。1，查手冊(cè)得 = 812。7 kg/m = 807。9 kg/m = =812.5kg/m進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF92，查手冊(cè)得 = 734.1kg/m = 734。3 kg/m進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率a= = 0。454 精餾段液相平均密度為 =(812.5+734。2）/2 = 773。35kg/m34。3.5液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算,即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由tD82。

63、1，查手冊(cè)得 =21.24 mN/m =21.42 mN/m= 0.960.0421。42 = 21.25mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF92，查手冊(cè)得=19.82mN/m =20.61mN/m精餾段液相平均表面張力為 =(21.25+20.22）/2 = 20.74mN/m4。3。6液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD82。1，查手冊(cè)得 =0.302 mPa·s =0。306 mPa·s= 0。96×lg（0.302）+ (10.96)×lg（0.306)=0.302 mPa·s進(jìn)料板液相平均粘度

64、的計(jì)算由tF92,查手冊(cè)得 =0。276 mPa·s =0.283 mPa·s= 0.495×lg(0。276）+ (10。495)×lg（0。283)=0。280 mPa·s精餾段液相平均表面張力為 = （0.302 +0.280）/2 = 0。291mPas4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4。4.1塔徑計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為V = = L = = 由 u = C 式中C由式55計(jì)算，其中的C20由圖51查取，圖的橫坐標(biāo)為( = ( = 0。0426取板間距H=0。40m,板上液層高度h= 0。06m,則 H- h = 0。400。06

65、 = 0。34m查圖51得，C = 0。075C = C（ = 0。075( = 0。0755u = 0.0755 = 1.228 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔系數(shù)為u = 0.7 u= 0.71。228 = 0.860D = =按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D1。8 m 塔截面積為 A = D= 1。8=2.543 m實(shí)際空塔系數(shù)為u = 4。4。2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為 Z精 = （N精 -1）HT = (8-1) ×0。4=2.8m提餾段有效高度為 Z提 = （N提 -1)HT=(131)×0。4=4.8m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0。8m 故精餾塔的有效高

66、度為 Z= Z精+ Z提+0。8=2.8+4。8+0.8=8.4m4.5.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4。5。1溢流裝置計(jì)算 因塔徑D1。8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)lW取 lW= 0.66D = 0.661.8 = 1.19m溢流堰高度hw由 選用平直堰，堰上液層高度h由式57計(jì)算，即 h =E（近似取E1，則 h = 1（ = 0。018m取板上清液層高度=0.06m故 =0.060。018=0。042m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖57,得 Af=0。0722AT=0.0722×2.543=0。184m2Wd=0.124D=0.124

67、15;1。8=0。223m依式59驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 = = 13.73s> 5s故降液管設(shè)計(jì)合理.降液管底隙高度h0 取 =0.16m/s 0.042-0。0282=0。0138m 0.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤,深度=50mm4.5.2塔板布置塔板的分塊 因D800mm,故塔板采用分塊式。查表53得，塔極分為5塊。 邊緣區(qū)寬度確定取 W = W= 0.065m ， W = 0。035m開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積Aa按式5-12計(jì)算，即 其中 x = - （W+ W) = (0。223+0。065) = 0.612m r =- W= 0。035 =

68、0.865m 故 A = 2(0。612+sin）= 1。924m篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用 3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d05 mm。 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為 t3d03 × 515mm篩孔數(shù)目n為n = = =9876 個(gè)開孔率為 = 0。907（）= 0。907（）=10。1氣體通過篩孔的氣速為 u = = = 10.56 m/s4。6. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.6。1 塔板壓降干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由式519計(jì)算，即由 d0531.67，查圖520得，C00.772故 h = 0.051（） （) =0。0359m液柱氣體通過液層的阻力

69、hl計(jì)算 氣體通過液層的阻力h1由式5-20計(jì)算,即 u= = = 0。870m/s F = 0.87 = 1.484kg/（s·m)查圖5-11，得=0。59故 h=h =（hh） = 0.59（0.042 + 0.018)=0。0354m液柱液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式523計(jì)算，即h= = =0。0022m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 h= 0.0359+0。0354+0。0022 = 0。0735m液柱氣體通過每層塔板的壓降為P= hg= 0。0735773.359。81= 557。6Pa<0。7kPa（設(shè)計(jì)允許值）4.6。2

70、 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 4。6。3 液沫夾帶 液沫夾帶量由式5-24計(jì)算，即 h =2.5h = 2。50.06 =0.15m故 = = 0。015kg液/kg氣0。1kg液/kg故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)4.6.4 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0,max可由式5-25計(jì)算 =4。40.772= 5.688m/s實(shí)際孔速 u=10。56m/su穩(wěn)定系數(shù)為 K=1.857 > 1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液4。6.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從式5-32的關(guān)系，即 苯一甲苯物系屬一般物系，取0。5,

71、則 =0.5(0.40+0.042）=0.221m而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可由式530計(jì)算,即h=0。513=0.153（0.16)=0。00392m液柱H=0.0735+0.06+0.00392=0。137m液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象4。7. 塔板負(fù)荷性能圖 4。7。1漏液線由 h =E(得 =4。40.7720。1011.924整理得在操作范圍內(nèi)，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表1L，m/s0.00060。00150.00300。0045V m/s,1.0441。0691。1011。127由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l4。7.2液沫夾帶線以0。1kg液/kg氣為限，求

72、Vs-Ls關(guān)系如下由 u= = =0。424Vh =0.042h= = 0.594 L故 h= 0。105 +1。485 L H- h=0.295-1。485 L e=0。1整理得 在操作范圍內(nèi),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2表2L，m/s0.00060。00150。00300.0045V m/s,4.2374。1043。9343.791由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線24.7。3液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式5-7得 h= =0.006取E=1,則L= () = 0。00102據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3

73、。 4.7。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 =4故 L=0.0184 m/s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。4.7.5 液泛線 令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式代人上式，并整理得 式中 = b= H+( -1）h c=0。153/(lh) d=2。84(1+）將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 =0。00853 b=0.5=0.154 c= 135.86 d=2。84=0。945故 0。00853 =0.154-135.86 0。945 或 =18.05-15927.3-110.79在操作范圍內(nèi)，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3 表3L,m/s0.00060.00150.00300