課程設計說明書課程名稱：化工原理課程設計設計題目：苯-氯苯分離過程篩板式精餾塔設計院系：學生姓名：學號：專業班級：指導教師：2010年11月19日目錄一、設計背景 1二、產品與設計方案簡介 2（一）產品性質、質量指標 3（二）設計方案簡介 3（三）工藝流程及說明 3三、工藝計算及主體設備設計 4（一）精餾塔的物料衡算 41）原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 42）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 53）原料液及塔頂、塔底產品的摩爾流率 5（二）塔板數的確定 51）理論塔板數的確定 52）實際塔板數 7（三）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 81）操作壓力的計算 82）操作溫度的計算 83）平均摩爾質量計算 84）平均密度計算 105）液相平均表面張力 106）液相平均粘度計算 11四、精餾段的塔體工藝尺寸的計算 11（一）塔徑的計算 11（二）精餾塔有效高度的計算 11五、塔板工藝結構尺寸的設計與計算 12（一）溢流裝置 12（二）塔板布置 13（三）開孔率n和開孔率 13六、塔板上的流體力學驗算 14（一）氣體通過篩板壓降和的驗算 14（二）霧沫夾帶量的驗算 15（三）漏液的驗算 15（四）液泛的驗算 15七、塔板負荷性能圖 16（一）.漏液線（氣相負荷下限線） 16（二）.液沫夾帶線 16（三）.液相負荷下限線 17（四）.液相負荷上限線 17（五）.液泛線 17八、篩板式精餾塔設計計算結果 19九、主要符號說明 20十、結果與結論 21十一、收獲與致謝 21《化工原理》課程設計任務書一、設計題目——苯-氯苯二元物系板式連續精餾塔設計一座苯-氯苯板式連續精餾塔,要求年產36432噸純度為99%的苯,塔底釜液中苯含量為1%,原料液中含苯69%（以上均為質量百分數)。二、操作條件(1)塔頂壓強:4kPa（表壓）(2)進料熱狀況:飽和蒸汽進料(3)回流比:R=2R(4)單板壓降不大于0.7kPa三、設備形式篩板塔四、設計工作日每年330天,每天24小時連續運行五、廠址青藏高原大氣壓約為77.31kPa的遠離城市的郊區設計要求1.設計方案的確定及流程說明2.塔的工藝計算3.塔和塔板主要工藝尺寸的確定（1）.塔高、塔徑及塔板結構尺寸的確定（2）.塔板的流體力學驗算（3）.塔板的負荷性能圖4.設計結果一覽表5.對本設計的評述表1苯和氯苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（K）臨界溫度tC（℃）臨界壓強PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表2苯和氯苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665溫度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660表3液體的表面張力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4苯與氯苯的液相密度溫度(℃)6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9表5液體粘度μ溫度(℃)6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表6Antoine常數組分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767設計背景塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。常見的、可在塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工或煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品產量質量生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環境保護等各個方面都有重大的影響。據有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設備投資費用的較大比例。因此，塔設備的設計和研究，受到化工煉油等行業的極大重視。作為主要用于傳質過程的塔設備，首先必須使氣（汽）液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質效率。此外，為了滿足工業生產的需要，塔設備還得考慮下列各項傳質效率。此外，為了滿足工業生產的需要，塔設備還得考慮下列各項要求：（1）生產能力大．在較大的氣（汽）液流速下，仍不致發生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現象。（2）操作穩定、彈性大。當塔設備的氣（汽）液負荷量有較大的波動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩定的操作。并且塔設備應保證能長期連續操作。（3）流體流動的阻力小。即流體通過塔設備的壓力降小。這將大大節省生產中的動力消耗，以及降低經常操作費用。對于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統無法維持必要的真空度。（4）結構簡單、材料耗用量小、制造和安裝容易。這可以減少基建過程中的投資費用。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修。根據設計任務書，此設計的塔型為篩板塔。篩板塔的特點如下：（1）結構簡單、制造維修方便。（2）生產能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）合理設計的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。（6）小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。設計方案的確定及流程說明設計方案的確定根據設計任務書，次射擊的塔型為篩板塔。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優點：生產能力大20~40%，塔板效率高10~15%，壓力降低30~50%，而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都比較容易。從而一反長期的冷落，而廣泛應用。篩板塔攀上分為篩孔區、無孔區、溢流堰及降液管等幾個部分。工業塔常用的篩孔孔徑為3-8mm，按正三角形排列，空間距與孔徑的比為2.5-5。裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設備。精餾過程按操作方式的不同，分為連續精餾和間接精餾兩種流程。連續精餾具有生產能力大，產品質量穩定等優點，工業生產中以連續精餾為主。精餾是通過物料在塔內的多次部分氣化與多系部分冷凝實現分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶走。另外，為保持塔的操作穩定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器——全凝器兩種不同的設置。工業上以采用全凝器為主，以便于準確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態物料，則宜用分凝器。總之，確定流程時要較全面、合理地兼顧設備、操作費用、操作控制及安全諸因素。操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實驗采用的是常壓精餾。進料熱狀況的選擇精餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內各層塔板的氣、液相負荷。工業上多采用接近泡點液體進料和飽和液體（泡點）進料，通常用釜殘液預熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產生聚合或結焦，則應采用氣態進料。加熱方式的選擇精餾大多采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發度較大時宜用直接整齊加熱，其優點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節省操作費用，并省掉間接加熱設備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需要在提餾段增加塔板以達到生產要求。回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設備費和操作費用之和最低。設計時，應根據實際需要選定回流比，也可參考同類生產的經驗值選定。必要時可選用若干個R值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對應理論板數N，作出N——R曲線，從中找出適宜操作回流比R，也可作出R對精餾操作費用的關系線，從中確定適宜回流比R設計流程本設計采用連續精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法。原料液經臥式列管式預熱器預熱至泡點后送入連續板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產品經臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。設計方案簡介

（1）精餾方式：本設計采用連續精餾方式。原料液連續加入精餾塔中，并連續收集產物和排出殘液。其優點是集成度高，可控性好，產品質量穩定。由于所涉濃度范圍內乙醇和水的揮發度相差較大，因而無須采用特殊精餾。

（2）操作壓力：本設計選擇常壓，常壓操作對設備要求低，操作費用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點在常溫（工業低溫段）物系分離。

（3）

塔板形式：F1型浮閥塔板，浮閥塔板的優點是結構簡單、制造方便、造價低;塔板開口率大，生產能力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。

（4）

加料方式和加料熱狀態：設計采用泡點進料，將原料通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。

（5）

由于蒸汽質量不易保證，采用間接蒸汽加熱。

（6）

再沸器，冷凝器等附屬設備的安排：塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點下一部分回流入塔，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。

塔的工藝計算精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11和112.56kg/kmol。

原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量原料液及塔頂、塔底產品的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有：，全塔物料衡算：物料衡算表進料量F,kg/h塔頂出料量D,Kg/h塔底出料量W,kg/h合計塔板數的確定理論塔板層數的確定苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M*T法）求取，步驟如下：由手冊查得苯-氯苯的氣液平衡數據，利用泡點方程和露點方程求取，依據x=(pt-pB。)/(p.A-p.B),y=p.Ax/pt,將所得數據的計算結果列表如下：溫度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665溫度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660確定操作的回流比R因飽和蒸汽進料，在x-y圖對角線上自點e(0.762,0.762)作平行線即為q線，該線與平衡線的交點坐標為yq=0.762,xq=？？？.此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標，故????取操作回流比R=2Rmin=2×？？=？？？求理論塔板數NT精餾段操作線：按M-T圖解法在x-y圖上作梯級得：NT=（7-1）層（不包括塔底再沸器）。其中精餾段理論板數為2層，提餾段為3層，第層3為加料板。全塔效率ET根據ET=0.17-0.616lgμml根據塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，求得塔平均溫度為102.4℃，該溫度下進料液相平均粘度為：μm=ΣxFiμLi=0.762μA+(1-0.762)μB=0.762×???+(1-0.762)×???=???mPasET=0.17-0.616lgum=實際板層數NP精餾段N精=2/ET=3.876取4層提餾段N提=3/ET=5.8取6層塔的工藝條件及物性數據計算操作壓強Pm塔頂壓強PD=4+77.31=81.3kPa，取每層塔板壓降?P=0.7kPa，則進料板壓強PF=81.3+0.7×4=84.1kPa，塔底壓強為PW=84.1+0.7×6=88.3kPa，則精餾段平均操作壓強為Pm提餾段平均操作壓強為Pm溫度tm根據操作壓強，依下式兩式試差計算操作溫度：P=PA試差結果，塔頂tD=74.8℃，進料板tF=95.3℃，塔底tW=124.9℃。則精餾段平均溫度tm，精=74.8+95.32提餾段平均溫度tm，提=124.9+95.32平均分子量Mm塔頂xD=y1=0.934x1=0.614MVDm=0.934×78.11+（1-0.934）×112.6=???kg/kmolMLDm=0.614×78.11+（1-0.614）×112.6=91.42kg/kmol進料板yF=0.762xF=0.34MVFm=0.762×78.11+（1-0.762）×112.6=????kg/kmolMLFm=0.34×78.11+（1-0.34）×112.6=100.87kg/kmol塔底y1=0.063x1=xw=0.0143MVWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmolMVWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol則精餾段平均分子量：MVm（精）=???+??2=kmol/MLm（精）=???+？？？2=？？kmol提餾段平均分子量：MVm（提）=87.49=110.392=98.94kmolMVm（提）=112.07+100.872=106.47kmol平均密度ρm液相密度ρLm依式1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB（a為質量分率）塔頂1ρLmD=0.97進料板，由加料板液相組成xA=0.34aA=0.34×78.110.34×78.11+1ρLmF=0.263塔底1ρLmW=0.01故精餾段平均液相組成：ρLm（精）=（826.44+952.38）/2=889.41kg/m3提餾段平均液相組成：ρLm（提）=（952.38+987.7）/2=970.04kg/m3氣相密度ρVm液體表面張力σmσm=Σxiσm，頂=0.979×21.91+(1-0.979)×24.32=21.96mN/mσm，進=0.34×19.42+(1-0.34)×22.08=21.176mN/mσm，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m則精餾段平均表面張力為：σm，精=21.96+21.1762=提餾段平均表面張力為：σm，提=21.176+18.872=mN液體粘度μLMμLm=ΣxiμiμL頂=0.979×0.327+(1-0.979)×0.451=0.329mPasμL進=0.34×0.267+(1-0.34)×0.378=0.340mPasμL底=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas則精餾段平均液相粘度為μL(精)=0.329+0.3402=??提餾段平均液相粘度為μL(提)=0.340+0.3022=??氣液相負荷計算精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=（1.364+1）X58.35=137.94kmol/hVs=LMLm3600Lh=8.60m3/h提餾段氣液負荷計算V’=V+(q-10)F=V-F=137.94-78.87=59.07kmol/hVS=VL’=L+Qf=l=79.59kmol/hLS=L'Lh=8.74m3/h塔和塔板主要工藝尺寸計算塔徑D精餾段塔徑初選板間距HT=40.0m，取板上液層高度hL=06.0m，故HT-hL=0.40-0.06=0.34ML查Smith關聯圖得C20=0.071；依C=C20(σ20)0.2校正物系表面張力為21.568mN/m時的可取安全系數為0.60，則按標準塔徑圓算后為塔截面積為實際空塔氣速為提餾段塔徑初選板間距HT=0.40m，取板上液層高度hL=0.06m，故HT-hL=0.40-0.06=0.34ML查Smith關聯圖得C20=0.068；依C=C20(σ20)0.2校正物系表面張力為20.023mN/m時的可取安全系數為0.60，則按標準塔徑圓算后為塔截面積為實際空塔氣速為為統一精餾段和提餾段塔徑，取為D=1.6m溢流裝置采用單溢流,弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：精餾段溢流裝置計算溢流堰長lw取堰長lw為0.66D，即lw﹦0.66×1.6﹦1.056m出口堰高hWh由lW/D=1.056/1.6=0.66,Lh/lW2.5=8.6查流體收縮系數計算圖知E=1.03h故hw=0.06-0.012=0.048m降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.66查弓形降液管的寬度與面積圖得Wd/D=0.124,Af/AT=0.0722，故Wd=0.124D=0.124X1.6=0.198mAf=0.0722Xπ4D2=0.07222Xπ4×1.6由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即τ=AfHT降液管底隙高度ho取液體通過降液管底隙的流速u’0=0.08m/s塔板布置精餾段塔板布置取邊緣區寬度Wc﹦0.055m,安定區寬度Ws=0.065m開孔區面積式中：提餾段塔板布置取邊緣區寬度Wc﹦0.075m,安定區寬度Ws=0.1m開孔區面積式中：開孔數和開孔率精餾段取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其一般的板厚為3mm。故孔心距。每層塔板的篩孔數（孔）每層塔板的開孔率φ=A0Aa%每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速篩孔排列圖見坐標紙，實排孔n=1158×1000t提餾段取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其一般的板厚為3mm。故孔心距。每層塔板的篩孔數（孔）篩孔排列圖見坐標紙，實排6022，但經校核，篩板的穩定性系數不滿足要求，故在適當位置堵孔2492，實開3530。每層塔板的開孔面積每層塔板的開孔率φ=A0Aa%氣體通過篩孔的孔速塔的有效高度Z精餾段Z=(NP-1)HT=(2-1)X0.4=0.4m提餾段Z=(NP-1)HT=(3-1)X0.4=0.8m精餾段與進料板間的距離可以取0.4m，故塔的有效高度Z=0.4+0.8+0.4=1.2m篩板的流體力學驗算精餾段篩板的流體力學驗算氣體通過篩板壓強相當的液柱高度hp氣體通過干板的阻力壓降由查圖5-10得出，液柱式中為孔流系數。2）.氣體通過板上液層的壓降動能因子由充氣系數εa與Fa關聯圖查的板上液層充氣系數εa=0.563）.氣體克服液體表面張力產生的壓降故hp=0.0124+0.0336+0.002=0.048單板壓降△PP=hpρLg=0.048*889.41*9.81=418.8Pa<0.7lPa提餾段篩板的流體力學驗算干板壓降相當的液柱高度hcd0/σ=5/3=1.67，查干篩孔的流量系數圖得，C0=0.84氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度hl動能因子由充氣系數εa與Fa關聯圖查的板上液層充氣系數εa=0.67hl=εohL=εo(hw+how)=0.67*0.06=0.04m克服液體表面張力壓降相當的液柱高度氣體故hp=0.0137+0.0402+0.00168=0.0556m單板壓降△PP=hpρLg=0.0556*970.04*9.81=528.9Pa<0.7kPa霧沫夾帶量的驗算精餾段霧沫夾帶量的驗算故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。提餾段霧沫夾帶量ev的驗算故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。漏液點的氣速精餾段漏液的驗算篩板的穩定性系數故在本設計中無明顯漏液。提餾段漏液的驗算篩板的穩定性系數故在本設計中無明顯漏液。液泛的驗算精餾段的液泛計算為防止降液管發生液泛，應使降液管中的清液層高度Hd=hp+hl+hd取Ф=0.5，則成立，故在本設計中不會發生液泛現象。提餾段液泛驗算為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度Hd=hp+hl+hd取Ф=0.5，則成立，故在本設計中不會發生液泛現象。根據以上塔板的各項液體力學驗算，可認為此精餾塔塔徑及各項工藝尺寸是適合的。塔板負荷性能圖精餾段塔板負荷性能圖霧沫夾帶線1e式中eq\o\ac(○,A)近似取E≈1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.84×10-3×1.0×3600LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣。已知σ=21.57X10-3N/m,HT=0.4m,并將eq\o\ac(○,A)eq\o\ac(○,b)代入得0.1=整理得：VS=1.876-10.77LS2/3在操作范圍內任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數據在VS-LS圖中做出霧沫夾帶線1.液泛線2由Hd=hp+hL+hd和Hd≤Ф(HT+hW)得Ф（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E≈1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600hp=hc+hl+hσhc=0.051μ0C=0.051(hl=ε0(hw+how)=0.56x(0.048+0.6433L22/3)=0,027+0.36LS2/3hσ=0.002m,故hp=0.0068VS2+0.027+0.36LS2/3+0.002=0.0068VS2+0,36LS2/3+0.029h將HT=0.4m，hw=0.048m,Ф=0.101及以上各式代入得0.101（0.4+0.048）=0.0068VS2+0.029+0.36LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+185.45LS2整理得VS2=4.7-147.5LS2/3-27272.06LS2在操作范圍內任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數據在VS-LS圖中做出液泛線2.液相負荷上限線3取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線（3）在VS—LS圖中為與氣相流量Vs無關的垂線漏液線（氣相負荷下限線）4由hL=hw+how=0.048+0.6433LS2/3,uow=VSmin/A0代入漏液點氣速式uVA0=0.1677(前已算出)，帶入上式并整理得VS,min=0.62此即氣相負荷下限線，在操作范圍內任取幾個Ls值，依上式計算相應的VS值，列于下LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數據作氣相負荷下限線（4）。液相負荷下限線5對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負荷標準,取E=1,由=；得據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下下限線5將以上5條線標繪于VS-LS圖中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區域為精餾段塔板操作區，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應相負荷為VS,max，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應氣相負荷為Vs,min。圖見坐標紙。可知本設計塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性=V提餾段塔板負荷性能圖霧沫夾帶線（1）e式中eq\o\ac(○,A)近似取E≈1.0，hw=0.048m，lw=1.056m故hf=2.5(0.048+2.84×10-3×1.0×3600LS取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣。已知σ=20.023X10-3N/m,HT=0.4m,并將eq\o\ac(○,A)eq\o\ac(○,b)代入得0.1=整理得：VS=1.833-10.526LS2/3在操作范圍內任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數據在VS-LS圖中做出霧沫夾帶線1.液泛線2由Hd=hp+hL+hd和Hd≤Ф(HT+hW)得Ф（HT+hW)=hp+hw+how+hd,近似值取E≈1.0，lw=1.056mhow=2.84X10-3E(3600hp=hc+hl+hσhc=0.051μ0C=0.051(hl=ε0(hw+how)=0.67x(0.048+0.6433L22/3)=0.0322+0.431LS2/3hσ=0.00168m,故hp=0.0462VS2+0.0322+0.431LS2/3+0.00168=0.0462VS2+0.431LS2/3+0.0322h將HT=0.4m，hw=0.048m,Ф=0.0592及以上各式代入得0.0592（0.4+0.048）=0.0462VS2+0.0322+0.43LS2/3+0.048+0.6433LS2/3+175.00LS2整理得VS2=1.162-23.25LS2/3-3787.88LS2在操作范圍內任取幾個LS值，依上式算出的VS值列于下表中LS,m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VX,m3/s依表中數據在VS-LS圖中做出液泛線