精馏塔物料衡算

甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏塔设计系部：化学工程系专业班级：普08应用化工（1）班姓名：指导老师：时间：2010年5月8日新疆轻工职业技术学院目录摘要 (2)关键词 (2)前言 (2)1精馏 (2)2工艺条件 (3)3精馏塔的物料衡算 (4)4板数的确定 (5)5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9)7塔板主要工艺尺寸的计算 (10)8筛板的流体力学验算 (11)9塔板负荷性能图 (13)小结 (16)参考文献 (18)致谢 (19)摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。

精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。

在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。

本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。

关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。

生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。

精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。

实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。

本次设计任务为设计一定处理量的甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。

1 精馏1.1 精馏的原理利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。

1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。

一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯=物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。

2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。

（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。

（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。

2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。

01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。

一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx x wD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg04.32=M甲醇kmolkg02.18=M水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯= 物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66......................1002.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90WW W D D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t64.67276.6652.682DF1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t 86.83276.6652.682W F2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF4.88 (100)92.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ：塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCC C o oott t所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmolkg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F FLF D D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M MM M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsOwsW mσϕσϕσ+= 注：VV VOOWWWWWx x x +=σVV V OOOOOOOx x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。

精馏的物料衡算一、全塔物料衡算连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组成，是和进料的流量与组成有关的。

它们之间的关系可通过全塔物料衡算求得。

衡算范围如图10—2虚线框内所示。

总物料平衡F＝D+W(10—1)易挥发组分平衡Fxr＝DxD+Wxw(10—2)式中F原料液摩尔流量，kmol／h；D——馏出液摩尔流量，kmol／h；W——釜残液摩尔流量，kmol／h；XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；XD馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数。

<imgborder=“0”height=“373”src=“/Upload Files/Tech/20115/201105301637559040.jpg”width=“450”/只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。

一般状况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。

上式中F、D、W 也可采纳质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。

<imgborder=“0”height=“180”src=“/Upload Files/Tech/20115/201105301637554896.jpg”width=“450”/式中D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。

精馏生产中还常用回收率的概念。

所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的<imgborder=“0”height=“63”src=“/UploadFi les/Tech/20115/201105301637551123.jpg”width=“450”/全塔物料衡算方程虽然简洁，但对指导精馏生产却是至关重要的。

实际生产中，精馏塔的进料是由前——工序送来的，因此进料组成XF为定值。

由式(10—4)、式(10—5)可知，塔的产品产量和组成是相互制约的。

2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。

表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。

点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。

对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。

如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。