最新甲醇水分离过程板式精馏塔的设计

化工原理课程设计计算说明书

题目：甲醇—水精馏塔设计

学院名称：化学工程学院

专业：化学工程与工艺

班级: 11-1

姓名：赵讯

学号：11402010116

指导教师：张亚静

2014年1月10日

目录

第一章设计任务书 (1)

第二章设计原则 (2)

第三章设计步骤 (3)

第四章精馏塔的工艺计算 (4)

第五章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)

第六章塔板主要工艺尺寸的计算 (11)

第七章筛板的流体力学验算 (15)

第八章塔板负荷性能图 (18)

第九章辅助设备的计算和选型 (21)

设计评述 (27)

参考文献 (27)

第一章设计任务书

1.1 设计题目

设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计

设计要求：年产纯度为99%(质量分数，下同）的甲醇，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.05%，原料液中含甲醇22%。

生产能力11100L/h

1.2操作条件

1) 操作压力常压

2) 进料热状态饱和进料

3) 回流比自选

4) 塔底加热蒸气压力0.3Mpa（表压）

1.3塔板类型

筛孔塔

1.4 工作日

每年工作日为330天，每天24小时连续运行。

1.5 设计说明书的内容

(1) 流程和工艺条件的确定和说明

(2) 操作条件和基础数据

(3) 精馏塔的物料衡算；

(4) 塔板数的确定；

(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

(7) 塔板主要工艺尺寸的计算；

(8) 塔板的流体力学验算；

(9) 塔板负荷性能图；

(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取

(11) 塔板主要结构参数表

(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论

第二章设计原则

2.1确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。必须具体考虑如下几点：

2.1.1满足工艺和操作的要求

⑴首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。

⑵其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。

因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.1.2满足经济的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。

2.1.3满足安全生产的要求

例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

2.2精馏操作对塔设备的要求和类型

2.2.1 对塔设备的要求

精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：

⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。

⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

2.2.2板式塔类型

气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的

80％左右。

⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

⑵操作弹性较小(约2～3)。

⑶小孔筛板容易堵塞。

第三章设计步骤

3.1精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

⑴设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。

⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸抄写说明书。

⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

3.2 确定设计方案

本设计任务为分离甲醇——水混合物。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后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

第四章精馏塔的工艺计算

4.1物料衡算

4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

M=

甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol

a

M=

水的摩尔质量为：18.01kg/kmol

b

原料液摩尔分率：x F=22/32.04/(22/32.04+78/18.01)=0.1369

塔顶摩尔分率：x D=99/32.04/(99/32.04+1/18.01)=0.9824

塔底摩尔分率：x W=0.05/32.04/(0.05/32.04+99.95/18.01)=0.00028

4.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

原料液平均摩尔质量：M F=0.1369×32.04+(1-0.1369) ×18.01=19.9307 kg/kmol 塔顶产品平均摩尔质量M D=0.9824×32.04+(1-0.9824) ×18.01=31.7931kg/kmol 塔底产品平均摩尔质量

M W=0.00028×32.04+(1-0. 00028) ×18.01=18.0139 kg/kmol

4.1.3全塔物料衡算

由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据得: x D=0.9824. T=64.29℃

T=64.29℃时，甲醇密度ρ=747 kg/m3水密度ρ=980.8 kg/m3

塔顶的平均密度ρ=747×0.9824+18.01×（1-0.9824）=751.124 kg/m3

D=11100L/h=11.1 m3/h=11.1×751.124×103/31.793=262.243kmol/h

F=D+W F x F =D x D +W x W

F=1884.992kmol/h W=1622.75kmol/h

式中 F—原料液流量，kmol/h

D—流出液流量，kmol/h

W—釜残液流量，kmol/h

X F—原料液中易挥发组分的摩尔分数

X D—流出液中易挥发组分的摩尔分数

X W —釜残液中易挥发组分的摩尔分数

4.2精馏段操作线方程

甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

① 由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y 图，见图4.1。 表1

查得:y δ=0.4960，x δ=0.1369 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)

=（0.9824-0.4960）/(0.496-0.1369) =1.354

R=1.7Rmin=1.7*1.354=2.3 L=RD=2.3*262.243=601.85kmol/h

V=(R+1)*D=(2.3+1)*262.243=864.09 kmol/h V ’=V=846.09 kmol/h

L ’=L+F=601.85+1884.992=2486.842 kmol/h

2981.06965.01

1+=+++=

X R x x R R

y D 4.3提馏段操作线方程

1'''m m W L W

y L W L W

χχ+=

---

00053.0878.2-='

-''=

x x V W

x V L y w 4.4进料方程

由于为泡点进料，则q=1

11

F q

y q q χχ=

--- y δ=0.4960 4.5图解法确定塔板数

可知，总理论塔板数NT 为13块(包括再沸器) 进料板位置NF 为自塔顶数起第8块。

4.6 理论板层数NT 的求取

操作温度

表3-1甲醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系

由上表数据（贾绍义,柴诚敬主编《化工原理课程设计》天津:天津大学出版社，2002）作甲醇-水的t-x-y 图如下图3-1所示：由上表和上图可知：

温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 100 0 0 84.4 0.15 0.517 69.3 0.70 0.870 96.4 0.02 0.134 81.7 0.20 0.579 67.6 0.80 0.915 93.5 0.04 0.234 78.0 0.30 0.665 66.0 0.90 0.958 91.2 0.06 0.304 75.3 0.40 0.729 65.0 0.95 0.979 89.3 0.08 0.365 73.1 0.50 0.779 64.5 1.0 1.0

87.7

0.10

0.418

71.2

0.60

0.825

X

塔顶温度：t D =64.29℃ 进料板温度：t F =85.31℃ 塔底温度：t W =99.88℃

4.7液体黏度

液相平均黏度依下式计算，即i i Lm x μμlg lg ∑= 塔顶液相平均黏度的计算：

由t D =64.29℃，查液体黏度共线图，得μA =0.409 mPa·s ，μB =0.475 mPa·s lgμDm =0.9824lg0.409+(1-0.9824)lg0.475 μDm =0.41 mPa·s

塔底液相平均黏度的计算：

由t W =99.88℃，查液体黏度共线图，得μA =0.343 mPa·s ，μB =0.269 mPa·s lgμLm =0.00028lg0.343+(1-0.00028)lg0.269 μLm =0.269 mPa·s

所以，μL =(0.41+0.269)/2=0.339mPa·s

4.8全塔效率

E 0’=0.49(αu L )-0.245=0.49×(6.13×0.339) -0.245=0.40 则E 0= 1.2E 0’=1.2×0.40=0.48 精馏段理论塔板数 NT=8块 提馏段理论塔板数 NT=4块

精馏段实际塔板数N精=8.8/48.04%=17块

提馏段实际塔板数N提=3.2/48.04%=9块

4.9塔效率

η= xD×D/(xF×F)=262.243*0.9824/0.1369*1884.992=99.90%100

第五章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1操作压力

操作压力：kPa

P325

101

=

.

5.2操作温度

查甲醇—水的y

-图，可知：

x

t-

塔顶温度：t D=64.29℃

进料板温度：t F=85.31℃

塔底温度：t W=99.88℃

精馏段平均温度：t m=(64.29+85.31)/2=74.8℃

5.3平均摩尔质量

5.3.1塔顶混合物平均摩尔质量计算

由y1= x D=0.9824，查平衡曲线，得x1=0.958，则

M VDm =0.9824×32.04+(1-0.9824)×18.01=31.79 kg/koml

M LDm =0.958×32.04+(1-0.958)×18.01=31.45 kg/koml

5.3.2进料板混合物平均摩尔质量计算

由x F=0.1369，查平衡曲线，得y F=0.497

M VFm =0.497×32.04+(1-0.497)×18.01=24.98 kg/koml

M LFm =0.1369×32.04+(1-0.1369)×18.01=19.931 kg/koml

5.3.3精馏段混合物平均摩尔质量

M Lm =(31.45+19.931)/2=25.6905 kg/koml M Vm =(31.79 +24.98)/2=28.386 kg/koml

5.4 精馏段的平均密度 5.4.1 气相平均密度

由理想气体状态方程：

ρVm =P M Vm /R T m =101.325×28.386/[8.314×(273.15+74.8)]=1.052kg/m 3

5.4.2液相平均密度

液相平均密度依下式计算：

i i Lm ραρ//1∑=

①塔顶液相平均密度

由t D =64.29℃，查手册得ρA =745. kg/m 3，ρB =983.038 kg/m 3，且已知塔顶中甲 醇的质量分率为0.99，则

ρLDm =1/[0.99/745+(1-0.99)/983.038]=746.81 kg/m 3

②进料板液相平均密度

由t F =85.31℃，查手册得ρA =717kg/m 3，ρB =973.81 kg/m 3，且已知进料液中甲醇的质量分率为0.22，则

ρLFm =1/[0.22/717+(1-0.22)/973.81]=902.68 kg/m 3

③精馏段液相的平均密度

ρLm =(746.81+902.68)/2=824.745kg/m 3

5.5 液体平均表面张力

液体表面平均张力依下式计算，即i i Lm x σσ∑= ①塔顶液相平均表面张力的计算

由t D =64.29℃，查手册得σA =18.09 mN/m ，σB =65.057 mN/m

σLDm =0.9824×18.09+(1-0.9824) ×65.057=18.917mN/m

②进料板液相平均表面液体表面平均张力依下式计算，即i i Lm x σσ∑=

由t F =85.31℃，查手册得σA =16.87 mN/m ，σB =63.073mN/m

σLFm =0.1369×16.87+(1-0.1369) ×63.073=56.75mN/m

③精馏段液相平均表面张力计算

σLm =(18.917+56.75)/2=37.83 mN/m

第六章 塔板主要工艺尺寸的计算 6.1塔径计算

精馏段气、液相体积流率为：

V s =V M Vm /3600ρVm =(R+1)D×28.386/(3600×1.052)=6.486 m 3/s L s = L M Lm /3600ρLm =R*D×25.69/(3600×824.745)=0.00522 m 3/s

由

式中C 由

求取，其中C 20由图查取，图的

横坐标为

L s / V s (ρL /ρV )1/2=(0.00522/6.486) ×(824.745/1.052) 1/2=0.0225 取板间距H T =0.55m ，板上液层高度h L =0.05m ，则 H T - h L =0.55-0.05=0.5m

其中的20C 由史密斯关联图（姚玉英《化工原理（下）》P158页图3-7史密斯关联图），

查史密斯关联图得C 20=0.11

0.2 H T =0.6 0.45 0.3 0.15

0.4 0.3 0.2 1.0

0.7 0.1 0.04 0.03 0.02 0.07 0.01 0.04 0.03 0.02

0.07 0.01

0.1 0.09 0.06 0.05 V

L V f 20ρρρ-=u C 史密斯关联图

1

121

()h L h v L V ρρ

C=0.11×(37.83 /20)0.2=0.125

u max=0.125×[(824.745-1.052)/ 1.052] 1/2=3.50 m/s

取安全系数为0.8，则空塔气速为：

u=0.8 u max=0.8×3.5=2.8 m/s

D= 6.486/3.14/2.8) 1/2=1.72m

按标准塔径圆整后为D=1.8m

塔截面积为A T =3.14*D2/4=3.14*1.8*1.8/4 =2.54m2

实际空塔气速为u=6.486/2.54=2.55m/s

6.2 精馏塔有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=(N精-1) H T=(17-1) ×0.55=8.8 m

提馏段有效高度为

Z提=(N提-2) H T=(9-1) ×0.55=4.4m

在进料板上开两个、下方开一个人孔，其高度均为0.7m。故精馏塔的有效

高度为

Z= Z精+ Z提+0.7×2=8.8+4.4+0.7×2=14.6m

6.3溢流装置计算

塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。

表溢流形式选择

塔径小塔、液体流量小塔径小于2.2m 塔径大于2m 塔径很大、液体流量溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流

因塔径D=1.8m，选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下

6.3.1堰长

l=0.6D=0.6×1.8=1.08 m

取

W

6.3.2溢流堰高度

由W h =h L -h ow ,选用平直堰，堰上液层高度3

/2)(100084.2W

h OW l L E h =

式中 w h —堰高，m L h —板上液层高度，m ow h —堰上液层高度，m

近似E=1，则 3

/2)(100084.2W

h OW l L E h =

=2.84×1×(0.00522×3600/1.08）2/3/1000=0.0191m

取板上清液层高度h L =0.06 m ，故 W h =h L -h ow =0.06-0.0191=0.0409 m

6.3.3弓形降液管宽度和截面

由弓形降液管的参数图（姚玉英《化工原理（下）》P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得

由W l /D=0.6，查弓形降液管宽度和面积图，得

A f / A T =0.055，W d /D=0.125

故 A f =0.055 A T =0.055×2.54=0.140m 2 W d =0.11D=0.11×1.8=0.198 m 液体在降液管中的停留时间

t=3600 A f H T / L s =3600×0.14×0.55/0.00522×3600=14.75 s>5 s

故降液管设计合理。

式中 L h —塔内液体流量，m 3

/h H T —板间距，m

A f —弓形降液管截面积，m

2

6.3.4降液管底隙高度

底隙 h 0：通常在 30-40mm ，若太低易于堵塞。

0'

3600h

w L h l u =

，取u 0’=0.16 m/s 式中 L h —塔内液体流量，m 3

/h l w —堰长，m

'0u —液体通过降液管底隙时的流速，m/s 。根据经验，一般取'0u =0.07 m/s ~0.25

m/s

h 0= L s /3600W l u 0’=0.00522×3600/(3600×1.08×0.16) =0.030 2m W h - h 0=0.0409-0.030 2=0.0107m>0.006 m 故降液管底隙高度设计合理。

6.4 塔板布置

因mm D 800>，故塔板采用分块式。查分块式单流型塔板的堰长、弓形宽及降液管总面积的推荐值表得，塔板分为3块。

6.4.1边缘区宽度计算

取Ws=Ws’=0.05 m ，Wc=0.05 m 。

6.4.2开孔区面积计算

x=(D/2)-( W d +Ws)=(1.8/2)-(0.225+0.05)=0.67 m r=(D/2)- Wc=(1.8/2)- 0.05=0.85m 故开孔区面积)sin 180(212

2

2

r

x r x r x A a -+

-=π =2[0.67×(0.852-0.672) 1/2+3.14×0.852×sin -1(0.67/0.85)/180]

=2.53 m 2

式中 C W —边缘区宽度，m a A —开孔区面积，m

2

D W —弓形降液管宽度，m

S W —破沫区宽度，m

6.4.3筛孔计算及排列

本题所处的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径d 0=5 mm ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3 d 0=15 mm

筛孔数目n=1.155Aa/t 2=1.155×2.53/0.0152=12987个 开孔率为=n*3.14*d 2/4a A =10.07﹪

气体通过阀孔的气速为u 0= V s /A 0=6.486/0.1007/2.53=25.46m/s

式中 a A —开孔区面积，m

2

t —孔间距，m

第七章 筛板的流体力学验算

7.1塔板压降 7.1.1干板阻力计算

)()(

051.0200L

V

c c u h ρρ= 式中 0u —气体通过筛孔的气速，m/s C 0—干筛孔的流量系数

1V ρ、1L ρ—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m 3

由67.13/5/0==δd ，

查流量系数图得772.00=c

故h c =0.051(u 0/c 0) 2 ( ρV /ρL )=0.051×(25.46/0.772) 2×(1.052/824.745)=0.071m 液柱

7.1.2气体通过液层的阻力计算

L h h β=1

单流型塔板u 0=V s /(A T -A f )=6.486/(2.54-0.14)=2.70 m/s

F 0= u 0ρV 1/2=2.70×1.0521/2=2.77

查充气系数图，得=0.59

所以L h h β=1=0.59×0.06=0.03454m 液柱

式中 V s —塔内气体流量，m 3

/s A T —塔截面积，m 2

A f —弓形降液管截面积，m

2

式中 h L —板上液层高度，m

β—充气因数，无量纲。液相为水

时，β=0.6,油时，β=0.2~0.35，为碳氢化合物时，β=0.4~0.5

7.1.3液体表面张力的阻力计算

σh =4σL /ρL g d 0=4×

37.83×10-3/(824.745×9.81×0.005)=0.00374m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度p h

σh h h h c p ++=1=0.071+0.03454+0.00374=0.1093m 液柱 气体通过每层塔板的压降为

=h p ρL g=0.1093×824.745×9.81=884.32Pa>80mmH2O=784.56 Pa （设计允许

值）

式中 d 0—孔直径，m

σm —操作物系的液体平均表面张力，mN/m

7.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响液面落差

7.3 液沫夹带

液沫夹带量2.36

)(

107.5f

T a

L

V h H u e -?=

-σ

h f =2.5 h L =2.5×0.06=0.15 m

故ev=5.7×10-6×[2.70/(0.55-0.15)]3.2/37.83×10-3=0.068kg 液/kg 气<0.1 kg 液/kg 气

式中 L h —板上液层高度，m H T —板间距，m

σm —操作物系的液体平均表面张力，mN/m u a —气体通过筛孔时的速度，m/s

故在本设计中液沫夹带量V e 在允许范围内。

7.4 漏液

对筛板塔，漏液点气速υσρρ/)13.00056.0(4.40min

,0L L h h C u

-+=

=4.4×0.772×[(0.0056+0.13×0.06-0.00374)824.7/1.052]1/2

=9.35m/s 实际孔速u 0=25.46 m/s>

稳定系数K= u 0/

=25.46/9.35=2.723>1.5

式中 —板L h 上液层高度，m

C 0—干筛孔的流量系数

1V ρ、1L ρ—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m

3

h σ—与液体表面张力压强降相当的液柱高度，m

故在本设计中无明显漏液。

7.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d

H

应服从)(W T d h H H +≤?

式中 H T —板间距，m

h w —堰高，m

φ—系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系0.30.4?=-，不易起泡物系0.60.7?=-，一般物系，取0.5?=。

则

( H T +W h )=0.5×(0.55+0.0409)=0.295 m

板上不设进口堰，则m u h o

d 001.0)08.0(153.0)(153.022=='=液柱 H d =h p +h L +h d =0.1093+0.06+0.001=0.1703m

因)(W T d h H H +≤?，故在本设计中不会发生液泛现象。

第八章 塔板负荷性能图

8.1漏液线

由V L L o o h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.4min ,-+= o

s o A V u min ,min ,=

OW W L h h h += 3

/2)(100084.2W

h OW l L E h =

得：V L W

h W o o s h l L E h A C V ρρσ/}])(100084.2[13.00056.0{4.43

/2min ,-++=

=4.4×0.772×0.1007×2.53×({0.0056+0.13[0.0409+2.84×1(3600L s /1.08 )2/3/1000]-0.0036}×824.7/1.052) 1/2=24.22(0.00732+0.0824 L s 2/3) 1/2

在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列表如下：