化工原理課程設(shè)計(jì)--苯—甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計(jì)</b></p><p>　　題目：苯——甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì)</p><p>　　系 別：材料系</p><p><b>　　班 級(jí)：</b></p><p><b>　　學(xué)生姓名：</b></p>&

2、lt;p><b>　　學(xué) 號(hào)：</b></p><p><b>　　指導(dǎo)老師：</b></p><p><b>　　設(shè)計(jì)時(shí)間：</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　《化工原理課程設(shè)計(jì)》任務(wù)書·

3、3;······························5</p><p>　　設(shè)計(jì)方案的選擇及流程設(shè)計(jì)&l

4、t;/p><p>　　1·1概述·······························

5、83;············9</p><p>　　1·2設(shè)計(jì)方案確定··················

6、;··················10</p><p>　　第二章 工藝計(jì)算 </p><p>　　2·1相平衡·······

7、···································13</p&g

8、t;<p>　　2·2物料衡算和操作線方程····························14</p><p

9、>　　2·3理論版數(shù)的確定·································&

10、#183;17</p><p>　　2·4塔板效率的確定·····························&

11、#183;····18</p><p>　　2·5實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算·························

12、·······18</p><p>　　2·6精餾塔的工藝條件及有關(guān)物理數(shù)據(jù)的計(jì)算············18</p><p>　　第三章 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)</p><

13、;p>　　3·1塔徑及提溜段踏板結(jié)構(gòu)尺寸的確定··················23</p><p>　　3·2塔板的流體力學(xué)校核······

14、83;·······················27</p><p>　　3·3塔板的負(fù)荷性能圖······&#

15、183;·························29</p><p>　　3·4總塔高、總壓降及接管尺寸的確定···

16、···············32</p><p>　　第四章 輔助設(shè)備選型與計(jì)算</p><p>　　4·1塔體總結(jié)構(gòu)·········&

17、#183;····························34</p><p>　　4·2冷凝器··

18、;····································

19、83;···35</p><p>　　4·3再沸器···························&

20、#183;··············35</p><p>　　第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總················

21、;····················37</p><p>　　第六章 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖·········&

22、#183;··········41</p><p>　　第七章 設(shè)計(jì)評(píng)述及感想</p><p>　　7·1對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)價(jià)·············&#

23、183;··················42</p><p>　　7·2設(shè)計(jì)感想············

24、;··························42</p><p>　　參考文獻(xiàn)·····

25、3;····································&#

26、183;····43</p><p>　　備注···························

27、83;·······················44</p><p>　　《化工原理課程設(shè)計(jì)》任務(wù)書</p><p>　　一、設(shè)計(jì)題目： 苯—甲苯精餾分離

28、板式塔設(shè)計(jì)</p><p>　　二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件</p><p><b>　　1、設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>　　生產(chǎn)能力： （進(jìn)料量）360000 噸 / 年</p><p>　　操作周期： 7200 小時(shí) / 年</p><p>　　進(jìn)料組成： 苯含量為42% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）<

29、/p><p>　　塔頂產(chǎn)品組成： 97% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　塔底產(chǎn)品組成： 2.5% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p><b>　　2、操作條件</b></p><p>　　操作壓力： 常壓</p><p>　　進(jìn)料熱狀態(tài)： 泡點(diǎn)進(jìn)料</p><p&

30、gt;　　單板壓降： ≤0.7 kPa </p><p>　　3、設(shè)備形式 板式精餾塔：篩板</p><p>　　4、廠址 大連市</p><p><b>　　三、設(shè)計(jì)內(nèi)容：</b></p><p>　　1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明</p><p>&

31、lt;b>　　2、工藝計(jì)算</b></p><p>　　3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)</p><p>　?。?）塔徑及提溜段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定。</p><p>　?。?）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定。</p><p><b>　　4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</b></p><p>　　5、

32、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖</p><p><b>　　6、設(shè)計(jì)評(píng)述及感想</b></p><p><b>　　四、主要的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p>　　1、苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　2、常壓下苯—甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　3、液相密度kg

33、/m3</p><p>　　4、液體的表面張力，10-3N/m</p><p>　　5、液體粘度，mPa·s</p><p><b>　　6、液體汽化熱</b></p><p>　　設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明</p><p><b>　　概述</b></p>

34、;<p><b>　　精餾原理</b></p><p>　　利用從塔底部上升的含輕組分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少的液體逆流 接觸，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。</p><p>　　同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中實(shí)現(xiàn)的。塔板上有一層液體，氣流經(jīng)塔板被 分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收了氣相帶

35、入的熱量。使液相中的易揮發(fā)組分汽化，由液相轉(zhuǎn)移到氣相；同時(shí)，氣相放出了熱量，使氣相中的難揮發(fā)組分冷凝，由氣相轉(zhuǎn)移到液相。部分汽化和部分冷凝的同時(shí)進(jìn)行時(shí)汽化、冷凝潛熱相互補(bǔ)償。精餾就是多次而且同時(shí)進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過程。</p><p><b>　　精餾塔選定</b></p><p>　　精餾使氣液兩相之間的傳質(zhì)過程，而傳質(zhì)過程是由能提供氣液兩相

36、充分接觸的塔設(shè)備完成，并要求達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，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，液體自塔頂填料表面下流，氣體逆流而上，與液相接觸進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬于微分接觸操作過程。我們選擇的是板式塔。</p><p>

37、;　　板式塔大致可分為兩類:一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等；另一類是無降液管塔板，如柵板、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是前者。這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或 噴射的液滴群）。</p><p>　　篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔。其優(yōu)點(diǎn)是穩(wěn)定操作范

38、圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的液料。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對(duì)易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。</p><p>　　工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大;(2)傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量?。?6)制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。</p><

39、;p>　　實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及實(shí)際經(jīng)驗(yàn)等因素，易矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。</p><p><b>　　設(shè)計(jì)方案確定</b></p><p><b>　　1、確精餾流程的定</b></p>

40、<p>　　精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱塔、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。</p><p>　　另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接將物料送入塔內(nèi)外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。&l

41、t;/p><p>　　塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況以決定采用分凝器或全凝器。一般，塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽雖有一定增濃作用，但在石油等工業(yè)中獲取液相產(chǎn)品是往往采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。</p><p>　　總之，確定流程時(shí)要較全面、合理地兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用，操作控制及安全等諸多因素。</p><p><b>　　2、操作

42、壓強(qiáng)的選擇</b></p><p>　　精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進(jìn)行。操作壓強(qiáng)常取決于冷凝溫度。一般，除熱敏性物料外，凡能通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)，都采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物料或混合液沸點(diǎn)過高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高塔壓或采用深井水、冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物料必須采用減壓蒸餾。</p&g

43、t;<p>　　我們要分離的物系——苯-甲苯采用常壓蒸餾即可。</p><p><b>　　進(jìn)料熱狀態(tài)的選擇</b></p><p>　　進(jìn)料熱狀態(tài)-進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q表達(dá)，即：</p><p>　　q=每摩爾進(jìn)料變成飽和蒸汽所需熱量/每摩爾進(jìn)料的氣化潛熱</p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流比及

44、塔的熱負(fù)荷有關(guān)。進(jìn)料狀態(tài)有5種，即</p><p>　　q>1.0時(shí)，為低于泡點(diǎn)溫度的冷液進(jìn)料；</p><p>　　q=1.0時(shí)為泡點(diǎn)下的飽和液體；</p><p>　　q=0為露點(diǎn)下的飽和蒸氣；</p><p>　　1>q>0為介于泡點(diǎn)和露點(diǎn)間的氣液混合物；</p><p>　　q<0為高于

45、露點(diǎn)的過熱蒸氣進(jìn)料。</p><p>　　為使塔的操作穩(wěn)定，免于季節(jié)氣溫的影響，精餾段、提溜段采用相同塔徑以便于制造，則常采用飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，但需要增設(shè)原料預(yù)熱器。本方案采用泡點(diǎn)進(jìn)料即q=1.0。</p><p><b>　　3、加熱方式</b></p><p>　　蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。</p><p

46、><b>　　4、回流比的選擇</b></p><p>　　選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā) ，力求使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用 之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值為R=（1.1~2.0）Rmin。</p><p><b>　　5、熱能利用</b></p><p>　　精餾過程的特性是反復(fù)進(jìn)行部分汽化和部分冷凝，因此，熱效率低。一般進(jìn)入再沸器

47、能量的95%以上被塔頂冷凝器中的冷水或空氣帶走。在實(shí)際過程中應(yīng)考慮熱能利用的問題。如 塔頂蒸汽冷凝放出大量熱量，但能位較低，不可直接用來作為塔底熱源。如采用熱泵技術(shù)是塔頂蒸汽經(jīng)絕熱壓縮，提高溫度用于塔釜加熱，既節(jié)省了大量的加熱蒸汽或其他熱量，有節(jié)省了塔頂冷凝水或其他冷源。</p><p><b>　　第二章 工藝計(jì)算</b></p><p><b>　　一

48、、相平衡</b></p><p>　　由任務(wù)書中給出的常壓下苯—甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)：</p><p>　　利用公式Xa=P-Pb°/Pa°-Pb°;Ya=Pa°*Xa/P得出下表：</p><p>　　二、物料衡算和操作線方程</p><p><b>　　1、全塔物料衡算</

49、b></p><p><b>　　總物料F=D+W</b></p><p>　　易揮發(fā)組分FXF=DXD+W</p><p>　　式中F、D、W——分別為進(jìn)料、餾出液和釜液的流量，kg/h；</p><p>　　XF、XD、XW——分別為進(jìn)料、餾出液和釜液中易揮發(fā)組分的組成，質(zhì)量分?jǐn)?shù)。</p><

50、;p>　　已知F=36000*103/7200=5*104 kg/h</p><p><b>　　XW=0.025</b></p><p><b>　　XF==20.4％</b></p><p><b>　　XW==0.029</b></p><p>　　所以MF=0.4

51、6*78+0.54*92=85.56</p><p>　　所以原料流量F=5*104/85.56=584.39 kmol/h</p><p>　　因?yàn)?0.97→D*XD=0.97*584.39*0.46=260.75</p><p>　　因?yàn)镈+W=584.39</p><p>　　D*XD+W*XW=F*XF</p><

52、;p>　　所以260.75+0.029W=584.39*0.46</p><p>　　W=298.62kmol/h</p><p>　　D=285.77kmol/h</p><p>　　所以XD=0.912</p><p>　　2、精餾段物料衡算——精餾段操作線方程</p><p>　　Yn+1=LXn/(L+D

53、)+DXD/(L+D)</p><p>　　L為精餾段內(nèi)回流液流量，kg/h；L=R*D</p><p>　　Xn為精餾段內(nèi)第n層理論板下降的液相組成，質(zhì)量分?jǐn)?shù)；</p><p>　　Yn+1為精餾塔內(nèi)第n+1層理論板上升的蒸汽組成，質(zhì)量分?jǐn)?shù)。</p><p><b>　　令R=L/D</b></p>&l

54、t;p>　　有Y=RX/(R+1)+XD/(R+1)</p><p><b>　　式中R為回流比。</b></p><p>　　Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)</p><p>　　因泡點(diǎn)進(jìn)料Xq=XF=0.46 </p><p>　　Yq=αXF/(1+(α-1)XF)</p><p&

55、gt;　　由于相對(duì)揮發(fā)度與平衡組分的氣液組成有一個(gè)關(guān)系式</p><p>　　Y=αX/(1+(α-1)X)</p><p>　　整理得1/X于1/Y的一個(gè)線性關(guān)系，斜率為α將y=a*x/1+(a-1)*x）化為y（1-x）=ax（1-y）</p><p>　　令Y=y（1-x），X=x（1-y），作圖，過圓點(diǎn)，斜率就是a</p><p>　

56、?。ň€性擬合法）y=2.4744x</p><p>　　求得： α=2.47，Rmin=1.50</p><p>　　取 R=2Rmin=3</p><p>　　故精餾段操作線方程為： y=0.75x+0.228</p><p><b>　　相平衡方程:X=</b></p><p&g

57、t;　　2、提溜段物料方程——提溜段操作線方程</p><p>　　R'=（R+1）+(q-1) (q=1)</p><p>　　=(3+1)*=1.95</p><p>　　故提溜段操作線方程為：</p><p>　　Y=(R+1)X/R'-XW/R'=X-0.029/1.95</p><p&g

58、t;　　=1.51X-0.0149</p><p><b>　　3、進(jìn)料方程</b></p><p>　　由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料方式，故進(jìn)料方程即q線方程為垂直于x軸的直線即</p><p><b>　　Xf=0.46</b></p><p><b>　　理論板數(shù)計(jì)算</b><

59、/p><p>　　根據(jù)逐板求算法計(jì)算結(jié)果如下表所示：</p><p>　　兩交點(diǎn)：Xf===0.46</p><p>　　Y1=XD=0.912→X1=0.8075</p><p>　　Y2=0.8336→X2=0.6698</p><p>　　Y3=0.7303→X3=0.5230</p><p>

60、;　　Y4=0.6203→X4=0.3984<Xf=0.46</p><p>　　所以，第4塊為進(jìn)料板</p><p>　　Y5=0.5862→X5=0.3645</p><p>　　Y6=0.5355→X6=0.3182</p><p>　　Y7=0.4656→X7=0.2608</p><p>　　Y8=0.

61、3789→X8=0.1960</p><p>　　Y9=0.2811→X9=0.1367</p><p>　　Y10=0.1915→X10=0.0875</p><p>　　Y11=0.1172→X11=0.051</p><p>　　Y12=0.0621→X12=0.0261<Xw</p><p><b&

62、gt;　　所以理論板數(shù)為12</b></p><p><b>　　四、塔板效率的確定</b></p><p>　　塔板效率可根據(jù)公式ET=0.17-06161gμm計(jì)算。</p><p>　　根據(jù)塔頂、塔底液相組成xD=0.912，xW=0.029，查圖2—1得，求得塔頂溫度t1=83℃，塔底溫度t2=107℃，得塔的平均溫度tm=

63、（t1+t2）/2=95℃。查表得μ苯=0.267×10-3Pa·s，</p><p>　　μ甲苯=0.275×10-3Pa·s，故該溫度下液相平均粘度μm=0.7μ苯+（1-0.7）μ甲苯=0.2694×10-3Pa·s。</p><p>　　故 ET=0.17-0.6161gμm=78.6％</p>&l

64、t;p>　　五、實(shí)際塔板數(shù)的求算</p><p>　　精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=4/78.6％=5</p><p>　　提餾段實(shí)際塔板數(shù) N提=8/78.6％=10</p><p>　　總的實(shí)際塔板數(shù) NP=N精+N提=15</p><p>　　六、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的

65、計(jì)算</p><p>　　1、設(shè)表壓為5KPa</p><p>　　塔頂壓力 PD=101.3+5=106.3KPa</p><p>　　壓降 ?P=0.7KPa</p><p>　　進(jìn)壓 PF=105.3+0.7×（5-1)=108.1KPa</p><p>　　塔鑫壓 PW=1

66、08.1+0.7×(10-1)=114.4KPa</p><p>　　提平壓 PM=（108.1+114.4）/2=111.256KPa</p><p><b>　　由圖2—1知</b></p><p>　　進(jìn)溫 xF=100℃</p><p>　　塔鑫溫 tW=107℃</p>

67、;<p>　　提平溫 tM=（100+107）/2=103.5℃ </p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</b></p><p>　　85℃時(shí)，xD=0.912，xF=0.83</p><p>　　塔頂：ML=0.83×78+（1-0.83)×92=80.38</p><p&

68、gt;　　MV=0.912×78+（1-0.912）×92=79.232</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　100℃ 查表</p><p>　　由于泡點(diǎn)進(jìn)料 xF=0.255，xF=0.452</p><p>　　故 氣相 MV=0.255×78+(1-0

69、.255)×92=88.43kg/kmol</p><p>　　液相 ML=0.452×78+(1-0.452)×92=85.672kg/kmol</p><p><b>　　提留段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　氣相 MV=(88.43+79.232)/2=83.83kg/k

70、mol</p><p>　　液相 ML=(85.672+80.38)/2=83.026kg/kmol</p><p><b>　　平均密度計(jì)算</b></p><p><b>　?。?）氣相平均密度</b></p><p>　　有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即</p><

71、p>　　ρVm=（Pm×MVm）/RTm=（111.25×83.83）/［8.314×(273+103.5)］=2.98kg/m3</p><p>　?。?)液相平均密度的計(jì)算</p><p>　　液相平均密度的計(jì)算可依下式計(jì)算</p><p>　　1/ρLm=αA/ρLA+αA/ρLB (α為質(zhì)量分率）</p>

72、<p>　　進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算</p><p>　　由tF=100℃，查資料可知：ρA=792.5kg/m3，</p><p>　　ρB=790.3kg/m3</p><p>　　αA=（0.255×78）/［0.255×78+（1-0.255)×92］=0.225</p><p>　　1/ρLm

73、=0.225/792.5+(1-0.225)/790.3</p><p>　　故ρLm=790.79kg/m3</p><p>　　塔釜液相平均密度計(jì)算</p><p>　　由tW=107℃，查資料可得</p><p>　　ρA=783.96kg/m3，ρB=783.3kg/m3，</p><p>　　塔釜的液相組成

74、 XW=0.029</p><p>　　αA=（0.029×78）/[0.029×78+(1-0.029)×92]=0.025</p><p>　　1/ρLWm=0.025/783.96+（1-0.025）/783.3</p><p>　　ρLWm=783.3kg/m3</p><p>　　提餾段液相平均密度為&

75、lt;/p><p>　　ρLm=（790.79+783.3）/2=787kg/m3</p><p>　　液體平均表面張力的計(jì)算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即</p><p><b>　　σLm=∑Xiσi</b></p><p>　　進(jìn)料板液相表面張力的計(jì)算</p>

76、<p>　　由tF=100.8℃，查資料可知</p><p>　　σA=18.85×10-3N/m,σB=19.94×10-3N/m</p><p><b>　　xF=0.255</b></p><p>　　σLFm=0.255×18.85×10-3+(1-0.255)×19.94&

77、#215;10-3=19.66×10-3N/m</p><p>　　由tW=107℃，查資料可得</p><p>　　σA=18.017×10-3N/m，σB=18.869×10-3N/m，</p><p>　　σLWm=0.029×18.017×10-3+（1-0.029）×18.869×10-

78、3=18.84×10-3N/m，</p><p>　　提餾段液相平均表面張力為</p><p>　　σLm=（19.66×10-3+18.84×10-3）/2=19.25×10-3N/m</p><p><b>　　液相平均粘度的計(jì)算</b></p><p>　　液相平均粘度依下式

79、計(jì)算，即</p><p>　　lgμLm=∑Xilgμm</p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算</p><p>　　由tW=100℃，查資料可知</p><p>　　μA=0.255mPa·s，μB=0.264mPa·s</p><p><b>　　帶入上述方程解得</b&g

80、t;</p><p>　　μLFm=0.262mPa·s</p><p>　　塔釜液相平均粘度計(jì)算</p><p>　　由tF=107℃，查資料可知</p><p>　　μA=0.2396mPa·s，μB=0.257mPa·s</p><p><b>　　帶入上述方程解得<

81、/b></p><p>　　μLWm=0.257mPa·s</p><p>　　提餾段液相平均粘度為</p><p>　　μLm=（0.262+0.257）/2=0.260mPa·s</p><p>　　第三章 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)</p><p>　　完成精餾操作的塔設(shè)備，稱為精餾塔。也是本

82、次設(shè)計(jì)的主要設(shè)備。這里的工藝尺寸設(shè)計(jì)主要涉及到塔高、塔徑、塔板布置、溢流裝置、鼓泡區(qū)安排等設(shè)計(jì)，塔板的流體力學(xué)校核以及塔板負(fù)荷性能圖的繪制等。</p><p>　　3.1塔徑及提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定</p><p><b>　　塔徑</b></p><p>　　提餾段的氣液相體積流率為</p><p>　　Vs=（VM

83、Vm）/(3600ρVm)=(1143.08×83.83)/(3600×2.98)=8.932m3/s</p><p>　　Lh=(LMLm)/(3600ρLm）=（857.31×83.026）/(3600×787)=0.025m3/s</p><p>　　由 umax=C（（ρL-ρV）/ρV)½ C=C20(σL/20)0.

84、2</p><p><b>　　圖的橫坐標(biāo)為</b></p><p>　　Lh/Vs(ρL/ρV)½=(0.025/8.932)×(787/2.98)½=0.045</p><p>　　取板間距hT=0.45m，板上液層高度hL=0.07m，則</p><p>　　hT-hL=0.45-0.

85、07=0.38m</p><p>　　查得 C20=0.085</p><p>　　當(dāng)t頂=83℃時(shí)，σ=20.907mN/m</p><p>　　C=C20(σ/20)0.2=0.085×（20.907/20)0.2=0.086</p><p>　　umax=C[(ρLm-ρVm)/ρVm]½=0.086×

86、;[(787-2.98)/2.98]½=1.395m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p>　　u=0.7umax=0.7×1.395m/s=0.9765m/s</p><p>　　DT=[（4Vs）/(πu）]½=[(4×8.932)/(π×0.9765）]½=3.41

87、m</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 DT=3.5m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p>　　At=πD2=π×3.52/4=9.62m2</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p>　　u=Vs/A

88、T=8.932/9.62=0.928m/s</p><p><b>　　精餾塔有效高度</b></p><p><b>　　精餾塔有效高度為</b></p><p>　　Z精=（N精-1）hT=（5-1）×0.45m=1.8m</p><p>　　Z提=（N提-1）hT=(10-1)*0.

89、45=4.05m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為1.15m</p><p>　　故精餾塔的有效高度為</p><p>　　H=Z精+Z提+1.15=4.05+1.8+1.15=7m</p><p><b>　　溢流裝置計(jì)算</b></p><p>　　因塔徑受液D=3.5,可用

90、單溢流流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下:</p><p><b>　?、叛唛L(zhǎng)lw</b></p><p>　　取 lw=0.7D=0.7*3.5=2.45</p><p><b>　?、埔缌餮吒叨萮w</b></p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度how</p>&

91、lt;p>　　How=0.00284E(Lh/lw)2/3</p><p>　　取E=1,則how=0.00284*1*(3600*0.025/2.45)2/3=0.0314</p><p>　　取板上清液層高度 hL=0.07m</p><p>　　故 hw=0.07-0.0314=0.0386m</p><p>　?、枪谓狄汗軐挾?/p>

92、Wd和截面積Af</p><p>　　由 lw/D=0.7 Wd/D=0.16</p><p>　　故 Af=0.09AT=0.09*9.62=0.8658m2</p><p>　　Wd=0.16*D=0.16*3.5=0.56m</p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間為</p><p>　　Τ

93、=3600AfHT/Lh=3600*0.45*0.8658/0.025/3600=15.58s>5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　?、冉狄汗艿紫陡叨萮o</p><p>　　ho=Ls/(3600Lwuo) </p><p>　　取 uo=0.4m/s</

94、p><p>　　則 h0=0.025*3600/3600/2.45/0.4=0.0255</p><p>　　hw-h0=0.0386-0.0255=0.0131>0.006</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　選用凹形受液旁，深度hw=0.05m</p><p><b

95、>　　塔板布置</b></p><p><b>　?、潘宓姆植?lt;/b></p><p>　　因 D>2\m,故采用雙流型，塔板采用分塊式</p><p>　　所以 查表知 塔板分為3塊</p><p><b>　?、七吘墔^(qū)寬度確定</b></p><

96、p>　　取 Ws=Wc=0.07Wc=0.04m</p><p><b>　　3、開孔區(qū)面積計(jì)算</b></p><p>　　開孔面積Aa按下式計(jì)算</p><p>　　Aa=2*【x(r2-x2)1/2】+3.14r2sin-1(x/r)/180</p><p>　　其中x=D/4-(Wd+Ws)=3.5/4-

97、(0.56+0.07)=0.245m</p><p>　　r=D/4-Wc=3.5/4-0.07=0.805m</p><p>　　故Aa=2*[0.245（0.8025-0.2452）]1/2</p><p>　　+3.14*0.8052sin-1(0.245/0.805)/180</p><p><b>　　=0.78m2<

98、;/b></p><p>　　4、篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　本例所處理的物系物腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=3d=3*5=15mm</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b&

99、gt;</p><p>　　N=2*（1.155Aa/t2）=2*1.155*0.78/0.0152=8008</p><p><b>　　開孔率為</b></p><p>　　Ф=0.907（d0/t）2=10.08%</p><p>　　每層塔板上的開孔面積A0為</p><p>　　A0=Ф

100、Aa=10.08%*0.78=0.0786m2</p><p>　　氣體通過閘孔的氣速為</p><p>　　u0=Vs/A0=0.928/0.0786=11.8m/s</p><p>　　3.2塔板的流體力學(xué)校核</p><p>　　一．氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p</p><p>　?。?）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

101、高度hc計(jì)算</p><p><b>　　干板阻力由下式計(jì)算</b></p><p>　　hc =0.051(u0/c0)^2(pv/pl)</p><p>　　由d0/=5/3=1.67查圖可知c0=0.84</p><p>　　故 hc=0.051*(11.86/0.84)2*2.98/78

102、7)=0.0381m</p><p>　　(2)氣體通過液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮1計(jì)算</p><p><b>　　可由下式計(jì)算</b></p><p><b>　　h1=hl</b></p><p>　　ua=Vs/(AT-Af)=8.932/(9.62-0.8658)=1.02m/s</

103、p><p>　　Fu=ua()1/2=1.76</p><p><b>　　查圖可知</b></p><p><b>　　=0.65</b></p><p>　　hl=0.65*0.07=0.0455m</p><p>　?。?）液體表面張力的阻力h0計(jì)算</p>

104、<p>　　Ho=4=4*19.25*10-3/(787*9.81*0.005)=0.00199m</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　Hp=0.0455+0.0381+0.00199=0.0856m</p><p><b>　　單板壓降</b></p><p&g

105、t;　　Pp=hpgL=0.0856*787*9.81=660.87Pa<0.7kPa</p><p>　　二·霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算</p><p>　　依式 Ev=(5.7*10-6/)/*(Ua/(HT-hf))3.2</p><p>　　=(5.7*10-6/)19.25*10-3*(1.02/(0.45-2.5*0.0

106、7))3.2</p><p>　　=0.0196<0.1</p><p>　　故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p><b>　　三．漏液的驗(yàn)算</b></p><p>　　依式 Uow=4.4*0.84[(0.0056+0.13*HL-HP)*L/V]1/2</p><p>

107、;　　=4.4*0.84[(0.0056+0.13*0.07-0.00199)*(787/2.98)1/2</p><p><b>　　=6.77m/s</b></p><p>　　篩板的穩(wěn)定系數(shù) K=Uo/Uow=11.8/6.77=1.74>1.5</p><p>　　故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液</p><

108、;p><b>　　四．泛液驗(yàn)算</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd<= (Ht+Hw)</p><p><b>　　依式</b></p><p>　　Hd=hp+Hl+hd可計(jì)算降液管中清液層高度</p><p>　　hd=0.153(Ls/l

109、w*ho)2=0.153*(0.025/(0.0255*2.45))2=0.0245m</p><p><b>　　取 </b></p><p>　　=0.5，則（Ht+Hw）=0.5*(0.45+0.0386)=0.2443</p><p>　　故 Hd< (Ht+Hw),在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。</p>&

110、lt;p>　　根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為提餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。</p><p>　　3.3塔板的負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　霧沫夾帶線</b></p><p>　　依式 Ev=(5.7*10-6/)/*(Ua/(HT-hf))3.2</p><p>　　式中

111、 Ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(9.62-0.8658)=0.15Vs</p><p>　　故 Hf=2.5(hw-how)=2.5(hw+0.0284E(3600Ls/lw)2/3)</p><p>　　近似取 E=1 hw=0.0386 lw=2.45m</p><p>　　故

112、 hf=2.5*(0.00386+0.0284*(3600ls/2.45)2/3)</p><p>　　=0.0965+9.18l=2/3 </p><p>　　取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣，已知=19.25*10-3N/m,HT=0.45m</p><p>　　將（a）（b）帶入（c）得下式：</p><p&

113、gt;　　Vs=0.796-20.676Ls2/3 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls值，依上式算出相應(yīng)的VS值列于附表中</p><p><b>　　二、泛液線</b></p><p>　　取立 Hd=hp+hl+hd和Hd<= (HT+hw)得</p><p>　　(HT+

114、hw)=hp+hw+how+hd</p><p>　　近似取 E=1，lw=0.84,由how=0.00284E(Lh/lw)2/3</p><p>　　得 how=0.00284E(Lh/lw)2/3</p><p>　　=0.00284(3600Lh/0.84)2/3</p><p>　　故

115、 how=0.367Ls2/3</p><p>　　由 hc =0.051(u0/c0)^2(pv/pl)=hc=0.051(VS/COAO)2(pv/pl)</p><p>　　=0.443VS2 </p><p>　　由 hL=(how+hw)=0.65*(0.0386+0.367kh2/3)

116、</p><p>　　=0.0251+0.2386Lh2/3</p><p>　　Ho=0.00199m</p><p>　　故 hp=0.443VS2+0.0251+0.2386Lh2/3+0.00199</p><p>　　由式 hd=0.153[(LS/(lw*ho))]2</p>

117、;<p>　　=0.153*(LS/(2.45*0.0255))2=39.2LS</p><p>　　將 HT=0.45，hw=0.0386,=0.5,及（d）（e）（f）帶入 (HT+hw)=hp+hw+how+hd</p><p>　　得 VS2=0.403-1.367LS2/3-88.49LS2</p><p>　

118、　在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls值，依上式算出相應(yīng)的VS值列于附表中</p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　液體在降液管中停留的時(shí)間為9S,</p><p>　　由式 Ls,max=(HT*AF)/=0.45*0.8658/9=0.04329m3/s</p><p>　　液相負(fù)荷上限線在

119、坐標(biāo)圖上為氣體流量無關(guān)的垂直線。</p><p>　　液漏線（氣相負(fù)荷下限線）</p><p>　　由 hl=0.0251+0.2386Lh2/3,uow=Vs,min/AO帶入</p><p>　　UOW=4.4*0.85*9(0.0086+0.13*hl-ho)L/V)1/2</p><p>　　Vs，min=0.411*[(

120、0.663+16.19Ls2/3)]1/2</p><p>　　此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)Ls值，依上式算出相應(yīng)的VS值列于附表中</p><p><b>　　液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取平堰，堰上液層高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限線條件，E=1，</p><p>　　則

121、 0.006=0.00284E(3600Ls,min/lw)2/3</p><p>　　得 Ls,min=0.00209m3/s</p><p>　　塔板性能圖如下表示：</p><p><b>　　其中：</b></p><p><b>　　紫色的線是： 漏液</b&

122、gt;</p><p>　　紅色的線是： 霧沫夾帶</p><p><b>　　青色的線是： 液泛</b></p><p>　　棕色的線是： 操作線</p><p>　　橘黃色的線： 左邊的是液下限、右邊的是氣上限</p><p>　　五條線包圍區(qū)域?yàn)榫s塔塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。O

123、P 與霧沫夾帶線的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,max,OP線與氣相負(fù)荷下限線即漏液線的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,max?？芍驹O(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制，下限有漏液控制。</p><p>　　精餾塔的操作彈性=Vs,max/Vs,min=2.108/0.375=5.621</p><p>　　3·4 總塔高、總壓降及接管尺寸的確定</p><p>　　塔總高度

124、由下式?jīng)Q定：</p><p>　　H = HT + SHT’ + HF + HB</p><p>　　設(shè)有兩人孔，則：S = 2</p><p>　　取 HT’ = 0.8 HF = 0.7 HB = 0.8</p><p>　　H = 7 + 2×0.8 + 0.7 + 0.8 = 10.3</

125、p><p><b>　　塔總壓降</b></p><p>　　△P = 0.66*13=8.593kpa</p><p><b>　　接管尺寸</b></p><p><b>　　1、塔頂蒸汽管dp</b></p><p>　　塔頂?shù)嚼淠艿恼羝麑?dǎo)管，必須有

126、合適的尺寸，以免壓力過大，管徑dp可按下式計(jì)算：</p><p>　　dp = [ Vs/(∏uv)]1/2</p><p>　　式中蒸汽速度uv在常壓操作時(shí)取12～20m/s，絕對(duì)壓力為6000Pa～14000Pa時(shí)取30～50m/s，絕對(duì)壓力小于6000Pa時(shí)取50～70m/s。</p><p><b>　　2、回流管dR</b></

127、p><p>　　通常，重力回流管內(nèi)流速uR時(shí)取0.2～0.5m/s，強(qiáng)制回流時(shí)uR取1.5～2.5m/s?；亓鞴苤睆絛R為：</p><p>　　dR=[4Lh/(3600∏uRpL)]1/2</p><p>　　3、進(jìn)料管df和塔釜出料管dw</p><p>　　料液由高位槽流入塔內(nèi)時(shí)，進(jìn)料管內(nèi)流速uf可取0.4～0.8m/s；或由泵輸運(yùn)，uf

128、可取1.5～2.5m/s，塔釜流出液流速uw一般取0.5～1.0m/s，計(jì)算公式與前面所述回流管徑的計(jì)圓算式相同。</p><p>　　所有計(jì)算所得尺寸均應(yīng)整到相應(yīng)規(guī)格的直徑</p><p><b>　　輔助設(shè)備選型與計(jì)算</b></p><p><b>　　塔體總結(jié)構(gòu)</b></p><p>　　

129、板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔、基座、除沫器等附屬設(shè)備。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。</p><p>　　塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于塔板間距（甚至高出一倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。</p><p>　　塔底空間 指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下二因素決定，即：

130、塔底貯液空間依貯存液量停留3~5min或更長(zhǎng)時(shí)間而定；塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距，大塔可大于此值。</p><p>　　進(jìn)料位置 通過工藝計(jì)算可以確定最適合的進(jìn)料位置，但在結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)考慮具體情況進(jìn)一步安排不同的進(jìn)料位置。一般離最適宜進(jìn)料位置的上下約1~3塊塔板處再設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料口。相鄰兩個(gè)進(jìn)料位置的距離應(yīng)由設(shè)計(jì)者綜合多種因素確定。</p><p>　　入孔 一般

131、每隔6~8層塔板設(shè)一入孔（安裝、檢修用)，當(dāng)塔需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔3~4層塔板設(shè)一入孔。設(shè)入孔處的板間距等于或大于600mm，入孔直徑一般為450~500mm（特殊的也有長(zhǎng)方形入孔），其伸出塔體的簡(jiǎn)體長(zhǎng)為200~250mm，入孔中心距操作平臺(tái)約800~1200mm。</p><p>　　塔高 前面已計(jì)算。</p><p><b>　　冷凝器</b></p&g

132、t;<p>　　常用的冷凝器大多為列管式，并使蒸汽在殼程冷凝，冷卻水或其他冷卻劑在管程流動(dòng)以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。在求得所需的傳熱面積后，應(yīng)考慮有一定裕度供調(diào)節(jié)之用，并根據(jù)冷凝器的規(guī)格來具體選取，特殊情況下亦可另外進(jìn)行設(shè)計(jì)。</p><p>　　多數(shù)情況下，冷凝管水平的安裝于塔頂，利用重力使部分凝液自動(dòng)流入塔內(nèi)作為回流，稱為自流式。冷凝器距塔頂回流液入口所需的高度可根據(jù)回流量和管路阻力計(jì)算，并

133、應(yīng)有一定裕度。當(dāng)冷凝器很大時(shí)，為便于安裝檢修和調(diào)節(jié)，常將冷凝器裝于地面附近，回流液用泵輸送，稱為強(qiáng)制回流式，這時(shí)，在冷凝器和泵之間宜加設(shè)冷凝儲(chǔ)罐來作為緩沖；另外，由于管路散熱的影響，返至塔頂?shù)臏囟认鄬?duì)較低，屬于冷回流的情況。</p><p>　　對(duì)于直徑較小的塔，冷凝器宜較小，可考慮將它直接安裝于塔頂和塔連成一體。這種整體結(jié)構(gòu)的優(yōu)點(diǎn)是占地面積小，不需要冷凝器的支座，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，安裝檢修不便。</p&

134、gt;<p><b>　　再沸器</b></p><p>　　常用的再沸器有立式和臥式兩種。在立式再沸器中，由于管內(nèi)物料被加熱而使密度減小，與塔底物料形成的自然循環(huán)效果好，有利于提高傳熱系數(shù)，還具有占地面積小，物料在管內(nèi)流動(dòng)便于清洗的優(yōu)點(diǎn)。但它要求有較高的塔的支座，以保證物料循環(huán)所需的壓頭。當(dāng)再沸器的傳熱面積較大時(shí)，為避免支座過高和管數(shù)過多引起的物料循環(huán)不均勻，可采用臥式再沸器

135、。但臥式再沸器也有一定缺點(diǎn)，入物料在殼程通過難以清洗，常不得不采用較復(fù)雜的浮頭或U型管結(jié)構(gòu)，且自然循環(huán)的傳熱效果較差和占地面積較大。</p><p>　　綜上所述，本設(shè)計(jì)采用的是列管式塔頂及塔底產(chǎn)品冷凝器和立式再沸器。</p><p>　　第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</p><p>　　Aa---塔板開孔面積，m2 N---塔板數(shù)&

136、lt;/p><p>　　Af---降液管面積，m2 Np---實(shí)際塔板數(shù) </p><p>　　A0--- 篩板面積，m2 NT---理論塔板數(shù) </p><p>　　At---塔截面積，m2 n---篩孔數(shù)</p>

137、<p>　　C---負(fù)荷系數(shù)，量綱為1 P---操作壓強(qiáng)，KPa</p><p>　　C0---流量系數(shù)，量綱為1 ΔP---壓強(qiáng)降，KPa</p><p>　　D---塔頂流出液流量，Kmol/h q---進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)</p><p>　　D---塔徑

138、，m R---回流比，m</p><p>　　D0---篩板直徑，mm r---開孔區(qū)半徑，m</p><p>　　E---液流收縮系數(shù)，量綱為1 t---篩孔中心距，m</p><p>　　ET---全版效率，量綱為1

139、 u---空塔氣速，m/s</p><p>　　ev---液沫夾帶量，Kg液/kg氣 ua---按開孔區(qū)流通面積計(jì)算的氣速，m/s</p><p>　　F---進(jìn)料流量，Kmol/h u0---篩孔氣速，m/s</p><p>　　Fa---相動(dòng)能因數(shù)，m/s(kg/m

140、3)1/2 u0, --- 降液管底隙處液體流速，m/s</p><p>　　g---重力加速度，m/s2 V---塔內(nèi)上升蒸汽量Kmol/h</p><p>　　H---塔高，m Vs---塔內(nèi)上升蒸汽量m/s</p>

141、<p>　　hT---板間距，m W---塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h</p><p>　　hC---與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m Wc---有效區(qū)寬度，m</p><p>　　hd---與液體流經(jīng)降液管壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m Wd--弓形降液管寬度，m</p><p>　　ht---與氣

142、流穿過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m x---液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) </p><p>　　hf---板上鼓泡區(qū)高度，m y---氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　hl---j即可堰與降液管間的水平高度，m Z---塔的有效高度，m</p><p&

143、gt;　　hL--板上層液高度，m β---干篩孔流量系數(shù)修正系數(shù)量綱為1 </p><p>　　h0---降液管底隙高度,m δ--篩板厚度，m</p><p>　　How---堰上層液高度,m ∑0--板上液層充氣系數(shù)，量綱為1 </p><p&g

144、t;　　Hp---與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m ψ---開孔率</p><p>　　Hw---溢流堰高度，m µ---粘度，mpa*s</p><p>　　K---篩板的穩(wěn)定系數(shù)，量綱為1 ρL---液相密度，kg/m3</p><p>　　Hδ---與克服液體表面張力的