甲苯分离塔工艺设计.docx

银川能源学院化工原理课程设计说明书

成绩

银川能源学院
化工原理课程设计

题目：甲苯分离塔工艺设计

学生姓名 X X X
学 号 XXXXXXXXXX
指导教师 X X X
院 系 XXXXXXXX
专业班级 XXXXXXXXXXXXXXXXXXX
设计时间 XXXXXXXXXXXXXXXXXXXXX

化学工程教研室制

摘要
化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择，设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工，炼油生产中最重要的设备类型之一，本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设备方法被工程技术人员广泛的应用。
本设计书对苯和甲苯的分离设备-浮阀精馏塔做了较详细的描述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算，塔设备等的附图。
关键词：甲苯，乙苯；精馏塔；物料衡算；设备计算 ；设备图；

Abstract
Chemical production often require separation of binary liquid mixture in order to achieve the purpose of purification and recovery of useful components, distillation is the use of liquid mixture volatility of each component in different with many partial vaporization and much partial condensation, achieve the goal of heavy component separation method. Distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, light industry and other industrial production in occupies an important position. Therefore, master gas-liquid balance relationship, familiar with all kinds of tower operation characteristics, the selection, design and analysis of the various parameters is very important in the process of separation.
Tower equipment is chemical, oil refining production in one of the most important types of devices, the design of the float valve tower is the main gas liquid mass transfer in chemical production equipment. For the design problem of the binary system of distillation were analyzed, and the selection, calculation, calculation, drawing, etc., is a complete distillation design process, the equipment method are widely the application of engineering and technical personnel.
This concept of benzene and toluene - float valve distillation separation equipment were described in detail, mainly including: process calculation, auxiliary equipment, the appended drawings of tower equipment, etc
目 录
一.设计任务书 1
1.1设计题目： 1
1.2设计原始数据: 1
1.3设计要求： 1
1.4设计时间： 1
二.精馏塔的设计 2
2.1精馏塔的物料衡算 2
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 2
2.1.2物料衡算 2
2.2塔板数的确定 2
2.2.2相对挥发度 2
2.2.3求操作线方程 3
2.2.3图解法求理论板层数 5
2.2.4实际塔板数Np的求取 5
2.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 6
2.3.1操作温度计算 7
2.3.2塔顶平均摩尔质量计算 7
2.3.3平均密度计算 8
2.3.4液体平均表面张力计算 9
2.3.5液体平均粘度计算 10
2.4精馏塔的气、液相负荷计算 11
2.4.1精馏段气、液相负荷计算 11
2.4.2提馏段气、液相负荷计算 11
2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 11
2.5.1塔径的计算 11
2.6塔板主要工艺尺寸的计算 13
2.6.2塔板布置 14
2.7 塔板的流体力学验算 15
2.7.2淹塔 15
2.7.3 雾沫夹带 16
2.8塔板负荷性能图 17
2.8.1精馏段塔板负荷性能图 17
三.精馏塔的设计计算结果汇总一览表 22
四.塔总体高度计算 23
4.1.塔顶封头 23
4.2.塔顶空间： 23
五.进料板处板间距 24
5.1裙座 24
5.2直管进料 24
5.3塔底出料管 24
5.4 塔顶蒸汽出料管 24
5.5 塔底蒸汽进气管 25
六.塔的附属设备设计 26
6.1.冷凝器的选择 26
6.2.再沸器的选择 26
七.设计心得体会 27
八.致谢 28
九.参考文献 29

33

一.设计任务书
1.1设计题目：
板式浮阀塔的设计
1.2设计原始数据:
⑴处理量： 28603.7136 （吨/年）。
⑵进料组成：苯、甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为22.94%,含苯的质量分数为0.17%，含乙苯的质量分数为76.89%。
⑶操作条件
1. 釜操作温度：160℃
2. 精馏塔塔顶压强:800mmHg
3. 料状态：泡点进料
4. 离要求：塔顶甲苯的回收率为99.67%,塔釜乙苯的回收率为99.93%
5. 年开工时间：24小时，300天。
1.3设计要求：
为使学生独立完成课程设计，每组1—2名学生，每组学生的原始数据均不.同，理化性质可通过化工设计手册差得。请同学们认真根据自己的原始数据及设计任务进行设计，严禁雷同和抄袭。
1.4设计时间：
2016年12月5日——2016年12月16日

设计学生： 指导老师：

二.精馏塔的设计
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
乙苯的相对分子质量MA=106.16kg/kmol
甲苯的相对分子质量MB=134.22kg/kmol
苯的相对分子质量MB=78kg/kmol

2.1.2物料衡算
对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。
进料流量：

联立解得
2.2塔板数的确定
2.2.1 操作回流比：
最小回流比 =
=3.65
操作回流比
2.2.2相对挥发度
==2.107
==2.09
==2.07
==2.06
==2.025
==2.01 =2.06
2.2.3求操作线方程
⑴精馏段操作线方程

⑵提馏段操作线方程为
4.38
=
平衡关系：

精馏段操作线方程
用相平衡方程
提馏段操作线方程
用相平衡方程

=0.9960

=0.1445

=0.9921

=0.1217
=0.993
=0.9856

=0.1004
=0.9877
=0.9740

=0.0813
=0.9783
=0.9553

=0.0647
=0.9631
=0.8267

=0.0507
=0.9398
=0.8833

=0.0392

=0.8213

=0.0300

=0.739

=0.0227

=0.641

=0.0170

=0.539

=0.0126

=0.448

=0.0093

=0.372

=0.0067

=0.316

=0.0048

=0.278

=0.0033

=0.2537<

=0.0022

=0.2370

=0.0014

=0.2177

=0.00082

=0.1910

=0.0004<

=0.1679

2.2.3图解法求理论板层数
总理论塔板数NT=39块。第16块板加料，其中精馏段NT1=15块,提馏NT2=23块
2.2.4实际塔板数Np的求取
精馏段：
所以Np1=NT1/0.6=27块；
提留段：所以NP2=NT2/0.6=39块；
总塔板数：NP=Np1+Np2=66块。
全塔效率：ET=NTNP=3966×100%=0.59×100%=59%

相对挥发度
由XF=0.256 yF=2.06×0.2561+(2.06-1)×0.256=0.4147
αF=0.41470.2561-0.41471-0.256=2.058
由XD=0.9981 yF=0.99907
αD=0.999070.99811-0.999071-0.9981=2.045
由XW=0.00078 yF=0.00159
αW=0.001590.000781-0.001591-0.00078=2.039
所以精馏段的平均相对挥发度：
α1=αF+αF2=2.058+2.0452=2.051
α2=αF+αW2=2.058+2.0392=2.048
表1 按托尼方程常数
Antoine方程常数
物质
A
B
C
温度范围℃
甲苯
6.07954
1344.8
219.482
6～137
乙苯
6.08208
1424.255
213.06
26～163

表2 甲苯乙苯气液平衡
t/℃
110.62
113
116
119
122

101.3089
108.3452
117.7550
127.7931
138.4878

48.0712
51.7611
56.7318
62.0770
67.8163
x
1.0000
0.8755
0.7303
0.5969
0.4738
y
1.0000
0.9364
0.8490
0.7530
0.6477
t/℃
125
128
131
134
136.324

149.8675
161.9614
174.7988
188.4096
199.5043

73.9700
80.5590
87.6044
95.1280
101.2991
x
0.3601
0.2548
0.1571
0.0662
0.0000
y
0.5327
0.4074
0.2710
0.1231
0.0000

图 1
2.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.3.1操作温度计算
塔顶温度 ：TD＝110.783℃
进料板温度 ：TF＝125.817℃
塔底温度 ：TW＝136.983℃
精馏段平均温度 ：T1＝（110.783＋125.817）/2 = 118.301℃
提馏段平均温度 ：T2＝（125.817＋136.983）/2 = 131.40℃
1塔顶
由XD=y1=0.9981 X1=0.916
MVDM=0.9981×92+1-0.9981×106.16=91.8352+0.2017=92.02 kg/mol
MLDM=0.916×92+1-0.916×106.16=84.272+8.9174=93.18 kg/mol

2 进料板平均摩尔质量计算
由XF=0.256 yF=0.4147
MVFM=0.4147×92+1-0.4147×106.16=38.15+62.13=100.28 kg/mol
MLFM=0.256×92+1-0.256×106.16=23.55+78.98=102.52 kg/mol

3 塔底平均摩尔质量
由XW=0.00075 yW=0.00159
MVWM=0.00159×92+1-0.00159×106.16=0.1462+105.99=106.13 kg/mol
MLWM=0.00075×92+1-0.00075×106.16=0.069+106.08=106.14 kg/mol

2.3.2塔顶平均摩尔质量计算
⑴精馏段平均摩尔质量
气相：MVM1=(92.02+100.28)2=96.15 kg/mol
液相：MLM1=(102.53+106.14)2=104.33 kg/mol
⑵提馏段平均摩尔质量
气相：MVM1=(100.28+106.13)2=103.20 kg/mol
液相: MLM1=(106.14+102.53)2=104.33 kg/mol

2.3.3平均密度计算
精馏段液相平均密度：ρL1=ρF+ρD2=748.8+759.52=754.15 kg/m3
提馏段液相平均密度：ρL2=ρF+ρW2=756.7+766.62=761.65 kg/m3
表3 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度
液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度‚
温度 T/℃
60
70
80
90
100
ρ kg/m3
甲 苯
829.3
819.7
810
800.2
790.3
乙 苯
831.8
822.8
813.6
804.5
795.2
温度 T/℃
110
120
130
140
150
ρ kg/m3
甲 苯
780.3
770
759.5
748.8
737.8
乙 苯
785.8
776.2
766.6
756.7
746.6
气相平均密度计算：用理想气体状态方程
塔顶操作压力：PD=800mmHg=106.4KPa
每层塔板压降：取∆P为0.7KPa
进料板压力：PF=106+0.7×16=117.2 KPa
塔底操作压力: PW=117.2+0.7×23=133.3 KPa
精馏段平均压力：Pm1=（106+117.2）2=111.6 KPa
提馏段平均压力：Pm1=（117.2+133.2）2=125.25 KPa
所以：
ρVm1=Pm1MVm1RTm1=111.6×103.208.314×(118.301+273.15)=11517.123254.52=3.53
ρVm2=Pm2MVm2RTm2=116.05×104.338.314×(131.40+273.15)=12107.493363.42=3.59

2.3.4液体平均表面张力计算
表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力
甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（σ）ƒ
温度 T℃
60
70
80
90
100
表面张力(mN/m)
甲苯
23.94
22.81
21.69
20.59
19.49
乙苯
25.01
23.96
22.92
21.88
20.85
温度 T℃
110
120
130
140
150
表面张力(mN/m)
甲苯
18.41
17.34
16.27
15.23
14.19
乙苯
19.83
18.81
17.81
16.82
15.83
⑴塔顶液相平均表面张力的计算
由 TD＝110.783℃ 得：
甲苯σA=-0.105T+30.095（通过曲线图求斜率得）
乙苯σB=-0.102T+31.046（通过曲线图求斜率得）
σDA=-0.105×110.783＋30.095=18.429 mN/m
σDB=-0.102×110.783＋31.046=19.790 mN/m
σDm=0.9981×18.429＋(1-0.9981)×19.790=18.427 mN/m
⑵进料板液相平均表面张力的计算
由TF＝125.817℃ 得：
σFA=-0.105×125.817＋30.095=16.846 mN/m
σFB=-0.101×125.817＋31.046=18.263 mN/m
σFm=0.256×16.846＋（1－0.256）×16.846=16.845 mN/m
⑶塔底液相平均表面张力的计算
由 TW＝136.983℃ 得：
σWA=-0.105×136.983＋30.095=15.670 mN/m
σWB=-0.101×136.983＋31.046=17.128 mN/m
σWm=0.00075×15.670＋(1-0.00075)×17.128=17.126 mN/m
⑷精馏段液相平均表面张力
σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.427+16.845)/2=17.636 mN/m
⑸提馏段液相平均表面张力
σLm2=(σFm＋σWm)/2=（16.845+17.126)/2=16.985 mN/m

2.3.5液体平均粘度计算
表4 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度
甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（μ）④
温度 T/℃
60
70
80
90
100
粘度（mPa·s）
甲苯
0.373
0.34
0.311
0.286
0.264
乙苯
0.426
0.388
0.354
0.325
0.3
温度 T/℃
110
120
130
140
150
粘度（mPa·s）
甲苯
0.245
0.228
0.213
0.2
0.188
乙苯
0.278
0.259
0.242
0.226
0.213
1 甲苯、乙苯在某些温度下的粘度μ
甲苯：μ=1.2×10-5T2-0.005T+0.601
乙苯：μ=1.4×10-5T2-0.005T+0.690
液相平均粘度用 lgμLm=xilgμi
所以：塔顶液相平均粘度
因为：TD=110.783℃
所以：
μDA=1.2×10-5×(110.783)2-0.005×110.783+0.601=0.238 mPa∙s
μDA=1.4×10-5×(110.783)2-0.005×110.783+0.690=0.274mPa∙s
lgμDm=0.9981×lg0.256+1-0.9981×lg0.783=0.238 mPa∙s

2 进料板液相平均粘度：
由DF=125.817℃ 得：
μFA=1.2×10-5×(125.817)2-0.005×125.817+0.601=0.0.212 mPa∙s
μFB=1.4×10-5×(125.817)2-0.005×125.817+0.690=0.244 mPa∙s
lgμFm=0.256×lg0.212+1-0.256×lg0.244=0.63 mPa∙s
∴μFm=0.233 mPa∙s

3 塔底液相平均粘度计算。
由TW=136.983℃ 得：
μWA=1.2×10-5×(136.983)2-0.005×136.983+0.601=0.196 mPa∙s
μFB=1.4×10-5×(136.983)2-0.005×136.983+0.690=0.226 mPa∙s
lgμWm=0.00075×lg0.196+1-0.00075×lg0.226=0.6459 mPa∙s
∴μFm=0.224 mPa∙s

4 精馏段液相平均粘度。
μLm1=(0.239+0.233)2=0.236 mPa∙s
5 提馏段液相平均粘度。
μLm2=(0.239+0.233)2=0.236 mPa∙s

2.4精馏塔的气、液相负荷计算
2.4.1精馏段气、液相负荷计算
气相摩尔流率：
V=R+1×D=4.38+1×8.97=48.25kmol/h=0.013 kmol/s
气相质量流量：V1=ML1V=96.15×48.25=96.15×0.013=1.24 kg/s
气相体积流量：V1=V1ρV1=1.243.53=0.37
液相回流摩尔流率：L=RD=4.38×8.97=0.010 kmol/h
液相质量流量： L1=ML1L=104.33×0.010=1.0433 kg/s
液相体积流量：LS1=L1ρL1=1.0433754.15=0.0013 m3/s
2.4.2提馏段气、液相负荷计算
气相摩尔流速：V’=V+(q-1)F=0.013+0=0.013 m3/s
因为是饱和液体进料
气相质量流量：V2=MV2V’=103.20×0.013=1.341 kg/s
气相体积流量：Vs2=V2ρV2=1.343.59=0.373m3/s
液相回流摩尔流率：L’=L+qD=0.010+1×0.0024=0.012 kmol/s
液相质量流量：L2=ML2L’=104.33×0.012=1.25 kg/s
液相体积流量：Ls2=L2ρL2=1.25761.65=0.0016m3/s
2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
2.5.1塔径的计算
⑴ 精馏段塔径的计算
取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度＝0.05m。
液气动能参数 ：LS1VS1(ρL1ρV1)12=0.00130.37×(75.4153.53)12=0.0035×14.616=0.0511
查Smith通用关联图得
负荷因子：C=C20(σ20)0.2=0.082×(17.63620)0.2=0.082×0.9751=0.079m/s
最大允空塔气速：
μFMAX=μMAX=CρL1-ρV1ρV1=C754.15-3.533.53=0.079×14.58=1.15 m/s
取适宜空塔气速：u1=0.7×1.15=0.805 m/s
估算塔径 ：D1=4VS2πU2=4×0.3733.14×0.805=1.4922.527=0.768 m
按标准塔径圆整后取塔径D1＝1 m
塔截面积为 AT1=π4D12=0.7851×1=0.7851 m2
空塔气速：μ1，=0.370.785=0.475 m/s

⑵ 提馏段塔径的计算
取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度＝0.05m。
液气动能参数 ： =0.00160.373(761.653.59)12=0.0042×14.5653=0.0611
查Smith通用关联图得
负荷因子： =0.082×0.9676=0.0793 m/s

最大允空塔气速：
= 0.0793761.65-3.593.59=0.0793×14.53=1.1522 m/s

取适宜空塔气速：μ2=0.7 μF=0.791 m/s
估算塔径 ： =4×0.3733.14×0.8065=0.7675 m
圆整取，即上下塔段直径保持一致.
塔截面积为 AT2=0.785D2=0.785×12=0.785 m2
0.370.785=0.475 m/s
表5板间距与塔径的关系
塔径D/mm
300～500
500～800
800～1600
1600～2400
板间距HT/mm
200，250，300
250，300，350
300，350，400，450，500
400，450，500，550，600

2.6塔板主要工艺尺寸的计算
2.6.1溢流装置计算
⑴精馏段溢流装置计算
因塔径D＝1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。
①堰长： 取
②溢流堰高度hw1
根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1，对于平直堰，堰上液层高 度hOW1可由Francis经验公式计算得：

=2.841000E2(LA2lw2)23=0.00284×4.073=0.011 m

③、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1
由查弓形降液管的参数图得：

液体在降液管中停留时间：
提馏段：θ2=Af1HTLS1=0.07065×0.450.0013=0.03170.0013=24.38 s>5s ∴降液管可用
提馏段：θ2=Af1HTLS1=0.07065×0.4500.0016=0.03180.0016=19.87 s>5s ∴降液管可用
故降液管设计合理。
④、降液管底隙高度ho1
取降液管底隙的流速则 =0.00130.7×0.1=0.018 m
⑵提馏段溢流装置计算
因塔径D＝1m，可选用凸型液盘（选用单溢流弓形降液管平直堰）。
①、堰长： 取
②、溢流堰高度hw2
根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算：
0.00284×1×3600×1.3×10-30.723=0.00284×3.5489
=0.0100m
0.05-0.010=0.04 m

④、形降液管宽度Wd2和截面积Af2
因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2
液体在降液管中停留时间： =0.07065×0.450.0016=19.87 s>5 s
故降液管设计合理。
⑤、降液管底隙高度ho2
取降液管底隙的流速
0.00160.7×0.1=0.022 m
2.6.2塔板布置
⑴精馏段塔板布置
①、塔板的分块
因D1≥800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。

表6塔板分块数与塔径的关系
塔径D/mm
800～1200
1400～1600
1800～2000
2200～2400
塔板分块数
3
4
5
6

②、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 ：
取破沫区宽度：=0.1 m ；取无效边缘区：Wc1=0.06 m。
③、开孔区面积计算：
开孔区面积Aa按

其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.10)=0.29 m
R1 = D/2-Wc1 =0.5-0.06=0.44 m
Aa1=20.290.442-0.292+3.14180×0.442arcsin0.290.44
=20.0954+0.0023=0.1954 m2
开孔率为：
（开孔率一般在5～15%之间,满足要求）
⑵提馏段塔板布置
①、塔板的分块
因D2≥800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。

2.7 塔板的流体力学验算
2.7.1塔板压降
①精馏段的塔板压降

取阀动能因子 F0=12
u01=F0ρV1=121.87=6.41 m/s u02=F0ρV2=121.89=6.34 m/s
干板阻力hc1:
hC1=5.34×ρV1u0122ρL1g=5.34×3.59×6.4122×9.8×754.15=5.34×0.0099=0.052m

板上充气液层阻力取

液体表面张力所造成的阻力
hp1=hc2+hL2=0.025+0.052=0.0545 m
∆Pp1=hp1ρL1g=0.0545×754.15×9.8=402.79 Pa
②板上充气液层阻力取

③液体表面张力所造成的阻力
0.0512+0.025=0.0762 m
0.0762×761.65×9.8=568.76 Pa
2.7.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度
(1)精馏段
①单层气体通过塔板的压降相当的液柱hp1=0.0545m
②液体通过塔板的压降相当的液柱高度hd1=0.153Ls1lwho2=0.1530.00130.7×0.0182=0.0016m

③.板上液层高度 则
Hd1=0.0016+0.0545=0.0561 m
取，已选定则
φhw1+HT=0.5×0.45+0.039=0.2445 m
因为Hd1=0.0561<φ(hw+HT)
所以符合防止淹塔要求。
(2)提馏段
①单层气体通过塔板的压降相当的液柱hp2=0.0762m
②液体通过塔板的压降相当的液柱高度
(0.00160.04×0.7)2=0.00048m
③.板上液层高度 则
Hd2=0.05+0.0048+0.00545=0.1049m
取 已选定，hw2=0.04m 则
φhW2+HT=0.5τ×0.49=0.245m
因为Hd2=0.0048<φ(hw2+hT)
所以符合防止淹塔的要求
2.7.3 雾沫夹带
(1) 精馏段
泛点率
板上液体流经的长度 ：
板上液流面积：
取物性系数k=1.0，泛点负荷系数
泛点率=0.37×3.53754.15-3.53+1.36×0.0013×0.781.0×0.103×0.6437×100%
=0.0253+0.00130.0663=0.02660.0663×100%=40.12%
对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足kg液/kg气要求。
⑵提馏段
取物性系数，泛点负荷系数K=1.5 ,
泛点率=0.373×3.59761.65-3.59+1.36×0.0016×0.00161.0×0.103×0.6437×100%
=0.0255+0.00160.0663=0.4087×100%=40.87%

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足kg液/kg 气要求
2.8塔板负荷性能图
2.8.1精馏段塔板负荷性能图
(1)雾沫夹带
泛点率
据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算
①.精馏段
泛点率=0.8VSN3.39754.15-3.53+1.36×1.36×0.78LS11.0×0.103×0.6437
VS1=7.743-23.474LS1

②.提馏段
泛点率=0.8VSN3.59761.65-3.59+1.36×0.78LS11.0×0.103×0.6437
VS2=7.743-23.494LS1
由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，可算出VS

表7雾沫夹带线计算结果
精馏段
提馏段

0.002
1.18
0.002
1.13
③ 0.01
1.05
0.01
1.01

⑵液泛线

Hp1=hc1+hl1+hσ1=0.606+0.5234+0.0234+0.0016
hσ1=0.0016m

整理得：

在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：

5.704
20.1677
34.6317
49.0957
70.65

1.29