化工原理课程设计毕业设计(论文)word格式
第一章概述
1.1 塔设备基本要求
精馏是分离液体混合物的的典型单元操作。它利用各组分挥发度的不同以实现分离目的。这种分离通过液相和气相之间的传质实现，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。另外，为了满足工业生产的要求，塔设备还必须具备下列基本要求：
1、气、液处理量大，即生产能力大。
2、操作稳定、弹性大。
3、流体流动阻力小。
4、结构简单，材料耗用量小，制作和安装容易。
5、能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。
6、塔内的滞留量要小。
1.2 常用板式塔类型
气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。根据塔板上气-液接触元件的不同，塔板可分为泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、穿流多孔塔板、舌形塔板、浮动舌型塔板和浮动喷射踏板等。本次设计为筛板塔的设计。
1.3 筛板塔的特性
筛板塔的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。缺点为筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。
第二章设计方案的确定
2.1 确定设计方案的原则
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，因此，按以下几点考虑：满足工艺和操作条件的要求；满足经济上的要求；保证安全生产。
2.2设计方案所包括的内容及方案的确定
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程，各种设备和结构型式及某些操作指标。
2.2.1 装置流程的确定
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量从塔底进入，采用水蒸气加热，物料在塔釜内经多次冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。流程中用泵直接将原料送入塔。塔顶冷凝装置采用全凝器，塔底设置再沸器，为间接加热。
冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→乙苯
↑↓回流
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
↑回流↓
再沸器←→塔底产品冷却器→苯的储罐→乙苯
2.2.2 操作压强的选择
精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强取决于冷凝温度。苯-乙苯属于一般物系，即采取常压操作就可以将其分离。
2.2.
3.进料热状况的选择
进料热状况共有五种：冷液进料；饱和液体进料；气液混合物进料；饱和蒸汽进
料；过热蒸汽加料。根据实际情况选择，本精馏操作选为饱和液体进料，即q=1。此进料方式的最大优点为塔内精馏段和提镏段的上升蒸汽量相等。
2.2.4.回流比的选择
确定回流比的方法，原则上应首先根据物系的性质及进料热状况，确定出最小回流比，再根据回流比对总费用的影响曲线确定出适宜的回流比。即对于苯-乙苯这样接近于理想溶液的物系，据R min 选定若干个回流比R，通过逐板计算求出相应的理论板数，从中找出适宜的操作回流比。
第三章 工艺计算过程
3.1物料衡算与操作线方程
3.1.1 物料衡算
由任务得知：（以下组成表示均为摩尔分率） 原料液中易挥发组分组成：
/780.65/78
0.7162/78(1)/1060.65/780.35/106
F F F F a x a a =
==+-+
塔顶馏出液易挥发组分组成：
/780.99/78
0.9926/78(1)/1060.99/780.01/106
D D D D a x a a =
==+-+
塔底釜残液中易挥发组分组成：
0403
.0106
/03.01(78/03.078
/03.0106/)178/78/=-+=-+=
）（W W W W a a a x
塔底平均摩尔质量 M w =0.0403×78+（1-0.0403）×106=104.87kg/kmol
塔釜残液流量 W = h
kmol /1698.471062430010106.33
4=????
因塔底设置再沸器，精馏操作为间接蒸汽加热方式，故根据全塔物料衡算： F = W + D （3-1）
W
D F Wx Dx x +=F （3-2）
即进料液流量为h kmol F /5082.162=；馏出液流量为.115=D h kmol /3384
3.1.2 精馏段操作线方程
3.1.2.1全塔平均挥发度的确定
查资料得：
表3-1 安托尼方程系数
以塔顶挥发度计算为例：已知操作压力为105.3 kPa,经过多次试差得：塔顶挥发度的确定：假设泡点t=81.5℃，则纯组分的饱和蒸汽压可根据安托尼方程算得：
对苯：
025.224.2205.8135
.1206023.624.22035.1206023.60
=+-=+-=t P l A g kPa p A 9254.1050
=∴ 对乙苯：
2513
.1206.2135.81225
.14230824.6206.213225.14230824.60=+-=+-
=t P l B g kPa 9102.17p 0B =∴
000
B
A A p p p P x --==9929.09102.179254.1059102.173.105=-- , 与塔顶易挥发组分的组成0.9926十分
接近，所以假设正确。
91
.59102.179254.10500
A ===∴B
p p α
同理，我们求得塔底温度为132.7℃，α=4.34。然后在81.5℃和132.7℃之间取几个值，分别算得挥发度，列表如下：
表3-2不同温度下挥发度
所以相对挥发度可取表中各温度下α的几何平均值：
5.068α== 3.1.2.2 回流比的确定
进料为饱和液体进料:q=1,所以最小回流比求得R min
R min =()1111D D F F x x x x αα-??-??--??= ()5.06810.99261
0.99265.06810.716210.7162-??-??--??=0.3082
回流比R=（1.0-2.0）R min ，分别取R=1.1R min ，R=1.2R min ，……，R=2.0R min ，利用逐板计算法得到:
表3-3 回流比与理论塔板数关系
回流比
理论塔板数 （含再沸器）
精馏段塔板数
提馏段塔板数
R=1.1R min =0.339 15 9 6 R=1.2R min =0.370 13 7 6 R=1.3R min =0.401 11 7 4 R=1.4R min =0.431 10 6 4 R=1.5R min =0.462 10 6 4 R=1.6R min =0.493 10 5 5 R=1.7R min =0.524 9 5 4 R=1.8R min =0.555 9 5 4 R=1.9R min =0.586 9 5 4 R=2.0R min =0.616
9
5
4
最终确定取适宜的回流比R=1.5R min =0.46。 3.1.2.3 q 线方程和操作线方程的确定 （1）q 线方程：y=
=
5.0681 5.068x
x
+
（2）精馏段操作线方程：
y n+1 = 11D n x R x R R +++ = 0.460.9926
0.4610.461n x +
++ = 0.3151x+0.6799 （3）提镏段操作线方程：
y m+1，
=
,m w L qF W
x x L qF W L qF W
+-+-+-=
'0.46115.3384162.508247.16980.0403
1.280.01129
0.46115.3384162.508247.16980.46115.3384162.508247.1698
m x x ?+?-=-?+-?+-3.1.3 理论塔板数的确定
当R=0.46时，利用逐板计算法得到：（塔顶使用全凝器）塔顶第一块板上升蒸汽
组成与塔顶产品组成相同。即：y 1=x D
根据理论板的定义可知，每块理论板的上升蒸汽组成与该板下降液体的组成互成平衡。即y 1与x 1为平衡关系，因此，利用平衡方程由y 1求出x 1。而第二层塔板上
升蒸汽组成y 2与x 1满足精馏段操作关系，可用精馏段操作方程：y 2= 111
D x R
x R R +++求
出y 2。同理，由y 2利用相平衡关系求x 2，再x 2由利用操作线方程求x 3…，如此交替利用相平衡方程和操作线方程进行逐板计算，直到x n ≤ x F 时，则第n 层理论板即为进料板，精馏段的理论板数为（n-1）层。
此后，改为提留线方程和平衡向方程以进料板为第一层理论板，则有x n = x 1，，由提留段操作线方程可求得y 2，,即：
y 2，=
,1w L qF W
x x L qF W L qF W
+-+-+-
同上，进行逐板计算至,m x ≤ x w 为止。由于间接蒸汽加热，再沸器相当于一块理
论板，则提留段理论板层数为（m-1）层。
则：全塔所需理论板数为n+m-1。
表3-4
所以进料板为第六块板，理论塔板数=9（不含再沸器）
3.1.4 实际板层数的计算
3.1.
4.1 全塔效率的计算
查附表得到：在全塔平均温度t=
122T T +=81.5132.7
2
+=107.1℃下苯的液相粘度为μ苯=0.237 mpa ·s ，乙苯的液相粘度为μ乙苯=0.31 mpa ·s 。
平均粘度为μL =∑x i μLi =0.7162×0.237+（1-0.7162）×0.31=0.2577 mpa ·s
根据Drickamer 和Bradford 法，全塔效率：
T E =0.17-0.616lg m μ=0.17-0.6161×lg0.2577=0.5327
3.1.
4.2 实际塔板数的确定
p N =
T T N E =1010.5327
-=17（不含再沸器）
第四章 塔和塔板主要工艺尺寸的设计
查资料得：由公式ρ=A+BT+CT 2+DT 3 +ET 4 其中T 单位为K ，其中常数为
4.1 设计中所用参数的确定
4.1.1 定性温度的确定
根据表2-1画得t-x-y
图，在图中得到进料温度T 进为90.2℃。
图4-1 t-x-y 相图
精馏段定性温度： m t 精=
2T T +顶进=81.590.2
2+=85.85 ℃ 提馏段定性温度：m t 提=2T T +进底=90.2132.7
2
+=111.45 ℃
4.1.2 精馏段参数
4.1.2.1 平均组成
根据参考t-x-y 图可得到精馏段的平均气液相组成：x =0.83，y =0.968。 4.1.2.2 精馏段气相体积流率Vs 及密度ρV 的确定
体积流率Vs = (R+1)D ×22.4×0
m T T 精×
P
P 0
= 1.46×105.3384×22.4×
(85.85273.15)273.15+×101.3
105.3
= 4776.53 m 3/h
气相平均摩尔质量：M m = y M A + (1-y )M B = 0.968×78+0.032×106 = 78.896kg/kmol 密度ρV =
m m PM RT 精 = 105.378.896
8.314(85.85273.15)
+××=2.7833 kg/m 3 4.1.2.3 精馏段液相体积流率Ls 及密度ρL 的确定
液相平均摩尔质量M m = M A x +(1-x )M B = 78×0.83+106×0.17=82.76 kg/kmol 苯的质量分率αA = A xM x x A M +(1-)
= 0.8378
0.83780.17106+××× = 0.7823
密度ρL =
11A A
A B
-+ααρρ = 1
0.7823(10.7823)809.73808.08-+ =809.37 kg/m 3
液相体积流率Ls =
m L LM ρ = m L
RDM ρ = 0.4682.76
809.37×115.3384?= 5.43 m 3/h
4.1.2.4 精馏段液体表面张力σm 的确定
从化工工业设计手册中可查得85.85℃时，苯的表面张力为20.47 mN/m 乙苯的表面张力为 22.64 mN/m
故σm = (1)x x +-A B
A B
σσσσ = 20.4722.2420.470.830.1722.24+××× = 22.24 mN/m
4.1.3 提馏段参数
4.1.2.1 平均组成
根据参考t-x-y 图可得到提馏段的平均气液相组成：x =0.285，y =0.669。 4.1.2.2 提馏段气相体积流率及密度的确定
气相体积流率's V = (R+1)D ×22.4×
0m T T 提×P
P
0 = 1.46×105.3384×22.4×101.3105.3×(111.45273.15)
273.15
+= 5117.38m 3/h
气相平均摩尔质量M m =y M A + (1-y )M B
= 0.669×78+（1-0.669）×106 = 87.268kg/kmol
密度'v ρ =
m m PM RT 提 = 105.38.314(111.45273.15)
+×87.268
× = 2.8737 kg/m 3 4.1.2.3 提馏段液相体积流率及密度的确定
液相平均摩尔质量M m =M A x +(1-x )M B
=78×0.285+106×（1-0.285） = 98.02 kg/kmol
苯的质量分数αA =
A xM x x A M +(1-)
= 0.28578
0.28578(10.285)106+-××× = 0.2268
由精馏段的参数表格知：
密度'
L ρ =
11A A
A B
-+ααρρ = 1
0.226810.2268781.00625.94-+ =655.45 kg/m 3
体积流率'
s
L ='
'
m
L
LM ρ ='()m L RD F M +ρ =(0.46105.3384162.5082)98.02655.45+×× = 32.24m 3/h
4.1.2.4 提馏段液体表面张力的确定
从化工工业设计手册中可查得111.45℃时
苯的表面张力为17.74mN/m ，乙苯的表面张力为 19.62 mN/m.
故'
m σ =
(1)x x +-A B
A B
σσσσ = 17.7419.620.28517.740.61519.62+××× = 18.24 mN/m
4.2 初选塔板间距H T
塔板间距的选定与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，及塔的安装、检修等都有关。根据实际情况考虑，选定塔板间距H T 为450mm ，那么塔径范围为0.8-1.6m 。
4.3 塔径的计算
4.3.1 精馏段塔径计算
4.3.1.1初步计算塔径
取H T =450mm ，取清夜层高h L =70mm ，故δ = H T - h L = 0.38m
Lv = 0.5
S
S
L
V ?? ???
L
V ρρ= 0.5
5.43809.37477
6.57 2.7833?? ??? = 0.01939 234.531 1.6562 5.5496 6.4695a δδδ=-++-
=-4.531+1.6562×0.38+5.5496×0.38^2 -6.4695 ×0.38^3 =-3.4553
2230.4746757.910 1.39 1.3219b δδδ-=-+?-+
=-0.474675+7.9×10^(-2) ×0.38-1.39×0.38^2+1.3212×0.38^3 = -0.5729
2237.29100.0883070.491230.43196c δδδ-=-?+-+
=-7.29×10^(-2)+0.088307×0.38-0.49123×0.38^2+0.43196×0.38^3 = -0.08657
C 20 = exp[a+blnLv+c(lnLv)2]
= exp[-3.4553-0.5729*ln 0.01939 -0.08657(ln0.01939)^2] =0.07869
C = 20C 0.220m σ?? ??? = 0.07869×0.2
22.2420??
??? = 0.08038
u max
= 0.08038
=1.3683m/s
u = 0.7 u max = 0.7×1.3683= 0.9578 m/s 故
= = 1.328 m
4.3.1.2塔径圆整
经圆整后取塔径D=1.4m ，在所选范围之内。
圆整后的空塔气速为u = 24Vs D π = 243.14 1.43600
×4776.57
×× = 0.8240 m/s ，
校核安全系数u/μmax=0.6303,在0.6～0.8范围内。
所以可以确定精馏段塔径为1.4m 。
4.3.2 提馏段塔径计算
4.3.2.1初步计算塔径
取H T =450mm ，取清夜层高h L =70mm 于是得H T -h L =0.45-0.07=0.38m ，即δ=0.38m ，
Lv = 0.5
'
'
'
'S S
L V ?? ???
L
V ρρ= 0.5
32.24655.455117.38 2.8737?? ??? = 0.09515 234.531 1.6562 5.5496 6.4695a δδδ=-++-
=-4.531+1.6562×0.38+5.5496×0.38^2 -6.4695 ×0.38^3 =-3.4553
2230.4746757.910 1.39 1.3219b δδδ-=-+?-+
=-0.474675+7.9×10^(-2) ×0.38-1.39×0.38^2+1.3212×0.38^3 = -0.5729
2237.29100.0883070.491230.43196c δδδ-=-?+-+
=-7.29×10^(-2)+0.088307×0.38-0.49123×0.38^2+0.43196×0.38^3 = -0.08657
C 20 = exp[a+blnLv+c(lnLv)2]
= exp[-3.4553-0.5729*ln 0.09515 -0.08657(ln0.09515)^2] =0.07527
负荷系数C = 20C 0.2
'20m σ?? ???
= 0.07869×0.2
18.2420??
??? = 0.07390 极限空塔气速u max
= C
= 0.07390
=1.1343m/s
取适宜的空塔气速u=0.7μmax=0.79401m/s,
塔径
=
= 1.510 m
4.3.2.2塔径圆整
经圆整后取塔径D=1.6m ，在所选范围之内。
圆整后的空塔气速为u = '24Vs D π = 2
43.14 1.63600
×5117.38
×× = 0.7074 m/s ， 校核安全系数u/μmax=0.6236,在0.6～0.8范围内。
所以可以确定提馏段塔径为1.6m 。
综上所述，应取提馏段塔径作为设计塔径。以下所有数据均以提馏段为计算依据。
4.4 溢流装置与液体流型
板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管及受液管。根据塔径与液体流量，选为单流型具有弓形降液管塔板的溢流装置。
单流型液流型式中，液体流径较长，板面利用好，塔板结构简单，对直径 2.2m 以下的塔普遍采用。
4.4.1 溢流堰（出口堰）
为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰。
4.4.1.1 堰长Lw
依据溢流型式及液体负荷决定堰长，单溢流型塔板堰长一般为（0.6～0.8）D，因此选取堰长L
w
=0.7D=0.7×1.6=1.12m。
校核： L
h /L
w
=
32.24
1.12
= 28.8<100~300
故选择合理
4.4.1.2 堰上液层高度how
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔压降增大，雾沫夹带增加。采用平直堰堰上，液层高度为
h ow =
2/3
h
w
L
2.84
E
1000L
??
?
??
式中：L
w
--------堰长，m；
h
L---------提馏段液体流量，3m/h；
E---------液流收缩系数，一般情况取为1。
故h
ow =
2/3
2.8432.24
1000 1.12
??
? ?
??
×1= 0.02667 m
4.4.1.3 堰高hw
h
w =h
L
-h
ow
式中：h
L
--------板上液层高度，m；
h
ow
-------堰上液层高度，m。
所以h
w =h
L
-h
ow
=0.07-0.02667=0.04333m。堰高h
W
一般在0.03到0.05范围内，因
此符合要求。
4.4.2 降液管
4.4.2.1降液管宽度Wd 和面积Af
由L
w
/D = 1.12/1.6=0.7，查《化工原理课程设计指导书》得：
W d /D = 0.15 ， A
f
/A
T
= 0.09。
则降液管宽度W d =0.15D=0.15?1.6=0.24m ； 塔截面积A T =
24D π = 21.64
π× = 2.010 m 2
； 降液管截面积A f =0.09 A T =0.09?2.010=0.1809 m 2 。
校核液体在降液管中停留时间：
θ =
'
f T A H Ls =
0.18090.453600
32.24
×× = 9.09s >5 s
因为要求液体在降液管内的停留时间大于3～5秒，所以所选的降液管的宽度W d
与截面积A f 设计合理。 4.4.2.2降液管底隙高度ho
h o =h w -（0.006～0.012）m=（0.03733～0.03133）m ；
又有取底隙内液体流速为'
0u =（0.07～0.25）m/s ；
则h o = ''
032.243600 1.12(0.070.25)s w L l u ==??-（0.032～0.114）m 。 综合两范围，可取h o =0.034m 。
4.4.3 受液盘及进口堰
对于直径为800mm 以上的塔板，一般使用凹形受液盘，便于液体侧线抽出，但并不设进口堰。
4.5 塔板设计
4.5.1 塔板布置
塔板的版面包括四部分：无效区；溢流区；安定区；开孔区。 4.5.1.1 无效区
在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，称无效区。此次设计中选取无效周边宽度Wc 为50mm 。
4.5.1.2 溢流区
溢流区面积及分别为降液管和受液盘所占面积，其一般相等，前面已算出。 4.5.1.3 安定区
开孔区与溢流区之间的不开孔区与为安定区，其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管。其宽度s W （'s W ）指堰与它最近一排孔中心线之间的距离。
溢流堰前的安定区：s W =70～100m ；溢流堰后的安定区：s W =50～100m 。 均取为90mm 。 4.5.1.4 开孔区
为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦称鼓泡区。其面积可按下式计算：
A a =2??
? ??
+--R x R x R x 1222sin 180π 式中：A a -------鼓泡面积，2m ；x=（D/2）-（W d + Wc ），m ；R=（D/2）-Wc ，m 。 所以：x=（1.6/2）-（0.24+0.05）=0.51m ； R=（1.6/2）-0.05=0.75m ；
A a = 2×210.51
0.75sin (
)]180
0.75
π
-+ = 1.402 m 2
4.5.2 筛板的筛孔与开孔率
4.5.2.1 孔径d0
孔径的选取与塔的操作性能要求、物系性质、塔板厚度、材料及加工费用等有关，一般认为表面张力为正系统的物系，采用孔径为3～8mm 。故选取d 0 =5mm 。 4.5.2.2 筛板厚度δ
选用一般碳钢，故选取δ=4mm 。
4.5.2.3 孔心距t
筛孔在筛板上一般按正三角形排列，t/do 过小易形成气流相互扰动，过大则鼓泡不均匀，影响塔板的传质效率，一般其孔心距为（2～5）do ，所以选取t=3do=15mm 。 4.5.2.4 开孔率φ
筛板上筛孔总面积与开孔面积之比称为开孔率。一般，开孔率大，塔板压降低，雾沫夹带量少，但操作弹性小，漏液量大，板效率低。筛孔按正三角形排列，所以
φ =
o a
A A = 20.907
()o
t d
式中：0A -------筛孔上筛孔的总面积，2m ； A a -------鼓泡面积，2m 。
因此φ =
o a A A = 20.907()o
t d = 20.9073 = 0.1008=10.08﹪，在5﹪～10﹪之间。
4.5.2.5 筛孔数n
n = 3
2
115810()t
?a A ? 式中：t------孔心距，mm 。
则n= 3
2
115810(
) 1.401715.0?? = 7215 4.6 塔板的液体力学验算
由以上数据作图，得到实际孔数n 为6764。（以提馏段数据为准）
4.6.1 塔板压降
气体通过一层筛板塔时的压强降为：p c l p p p p σ?=?+?+?
以相当的液柱高度表示：p c l h h h h σ=++
式中：p h -------气体通过一层筛板塔板的液柱高度，m ； c h -------气体克服干板阻力所产生的压强降，m ；
l h -------气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，m ； h σ-------气体克服液体表面张力所产生的压强降，m ； 4.6.1.1 干板压降
一般按照下式计算：'
0'00.051()()v c L
u h C ρρ=
式中：0u -----------筛孔气速，m/s ；
0C ----------流量系数，其值对干板的影响较大。
'v ρ，'
L ρ-----提馏段气液相密度，3m /h 。
5
1.254
o
d δ=
=，由课程设计指导书上图2-16知流量系数00.77C =， 所以气体通过筛孔的速度'225117.38
10.71/3.140.0053600676444
s o o V u m s d n π=
==??? ， h c = 210.71 2.8737
0.051()()0.04330.77655.45
m ?= （液柱）
4.6.1.2 气体通过液层的阻力
按有效流通面积计算的气速：
'5117.38
0.777/3600()3600(2.0100.1809)
s a T f V u m s A A ===-?-
气相动能因数0.777a F u ==112
2
/()kg s m ? 由此数据查设计书图2-17得β=0.615，所以：
0.6150.070.0431l h m =?= （液柱）
4.6.1.3 液体表面张力的阻力
3
'4418.24100.0023655.459.810.005
L o h m gd σσρ-??===??(液柱)
所以p c l h h h h σ=++=0.0433+0.0431+0.0023=0.0887m （液柱） 气体通过一层塔板的压降：
'
0.0887655.459.81570.340.7p L p h g Pa kPa ρ?==??=<
即气体通过筛孔的压力降计算值小于设计允许值。
4.6.2 雾沫夹带量v e （kg 液/kg 气）
按下式计算：6
3.25.710(
)a
v T f
u e H h σ
-?=
-
式中：f h ------塔板上鼓泡层高度，m ；
塔板上鼓泡层高度：() 2.5 2.50.070.1750.4
L
f L h h h m ===?=
所以，
6
63.2 3.235.710 5.7100.777()()0.0087((18.24100.450.175
a v T f u e kg kg H h σ
---??=
==-?-液/kg 气)<0.1液/kg 气) 本设计中，雾沫夹带量在允许范围内。
4.6.3 漏液点气速
0,min
u
对筛板塔，取漏液量为10﹪的气相动能因子为Fo=10
，则
0,min 5.899/u m s =
=
=
而实际气速0u =10.71m/s 。 稳定系数K=
00,min
10.71
5.899
u u =
=1.82,因1.5〈K 〈2，故无明显漏液。