海川化工論壇-篩板精餾塔設(shè)計(jì)30頁

1、化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè) 計(jì) 項(xiàng) 目： 篩 板 精 餾 塔系 別： 化 學(xué) 工 程 系班 級： 化 工 工 藝 03姓 名： 625521學(xué) 號： 指 導(dǎo) 老 師： 張 老 師設(shè) 計(jì) 時(shí) 間： 2006.7.25-8.2第一章 概 述高徑比很大的設(shè)備稱為塔器塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的常見的、可在塔設(shè)備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)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(zhì)和傳熱的增濕、減濕等在化工或煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個(gè)裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量質(zhì)量生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢

2、處理和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大的影響據(jù)有關(guān)資料報(bào)道，塔設(shè)備的投資費(fèi)用占整個(gè)工藝設(shè)備投資費(fèi)用的較大比例（見下表）因此，塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視化工生產(chǎn)裝置中各類工藝設(shè)備所占投資的比例1 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書，塔設(shè)備設(shè)計(jì)，第1頁.裝置名稱 工藝設(shè)備類別攪拌設(shè)備反應(yīng)設(shè)備換熱設(shè)備塔設(shè)備合計(jì)化工和石油化工煤油和煤化工人造纖維藥物和制藥油脂工業(yè)油漆和涂料橡膠6.152.6312.1933.6119.5853.6615.3822.9113.022.3030.608.9922.0312.0445.5549.5040.6125.9250.9412.9157.4725.3934.8544.9

3、09.8720.4911.4015.11100%100%100%100%100%100%100%作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設(shè)備，首先必須使氣（汽）液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)傳質(zhì)效率此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項(xiàng)要求：（）生產(chǎn)能力大在較大的氣（汽）液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象（）操作穩(wěn)定、彈性大當(dāng)塔設(shè)備的氣（汽）液負(fù)荷量有較大的波動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并且塔設(shè)備應(yīng)保證能長期連續(xù)操作（）流體流動(dòng)的阻力小即流體通過塔設(shè)備的壓力降小這將大大節(jié)省生產(chǎn)中的動(dòng)力消耗，以

4、及降低經(jīng)常操作費(fèi)用對于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統(tǒng)無法維持必要的真空度（）結(jié)構(gòu)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(fèi)用（）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修事實(shí)上，對于現(xiàn)有的任何一種塔型，都不可能完全滿足上述所有要求，僅是在某些方面具有獨(dú)到之處根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書，此設(shè)計(jì)的塔型為篩板塔篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔五十年代起對篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大，塔板效率高，壓力降低，而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價(jià)減少左右，安裝、維修都較容易從而一反長期的冷落狀況，獲得了廣泛應(yīng)用近年來對篩

5、板塔盤的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可達(dá)mm），導(dǎo)向篩板等多種形式篩板塔盤上分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為mm，按正三角形排列空間距與孔徑的比為.近年來有大孔徑（mm）篩板的，它具有制造容易，不易堵塞等優(yōu)點(diǎn)，只是漏夜點(diǎn)低，操作彈性小篩板塔的特點(diǎn)如下：（）結(jié)構(gòu)簡單、制造維修方便（）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高（）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾（）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低（）合理設(shè)計(jì)的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔（）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第二章 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(1)苯和氯苯的物理性質(zhì) 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手

6、冊,有機(jī)卷,第290頁.項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)，臨界溫度tc,臨界壓強(qiáng)PC,kPA苯AC6H678.1180.1289.24910氯苯BC6H5CL112.56404.9K 化學(xué)工程手冊，第1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，第174頁359.24518(2)常壓下苯和氯苯的蒸汽壓 石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊，第457頁溫度,POA mmHgPOB mmHg80757.62147.4485889.26179.395901020.9211.35951185.65253.7551001350.4296.161051831.7351.3551102313406.551152638.5477.1251202964547.71

7、253355636.5051303764725.311404674945.55(3)飽和蒸汽壓PO 苯和氯苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即 式中 T物系溫度，K， PO飽和蒸汽壓，mmHgA、 B、 CAntoine常數(shù)，其值見下表 化學(xué)工程手冊，第1篇化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，第175和177頁組分ABC苯15.90082788.51-52.36氯苯16.06763295.12-55.60(4)苯和氯苯的液相密度L 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊,有機(jī)卷,第299和300頁.溫度6080100120140苯kg/m3836.6815.0792.5768.9744.1氯苯kg/m310641042101

8、9996.4972.9(5)液體表面張力 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊,有機(jī)卷,第305和306頁.溫度t，6080100120140苯 mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯mN/m25.9623.7521.5719.4217.32(6)液體粘度L 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊,有機(jī)卷,第303和304頁.溫度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274第三章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明苯和氯苯混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流

9、，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。流程圖如下：第四章 塔的物料衡算一、料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率二、平均分子量MF=0.72878.11+（1-0.728）112.56=87.48 kg/kmolMD=0.990 78.11+(1-0.728) 112.56=78.45 kg/kmolMW=0.0143 78.11+(1-0.0143) 112.56=112.07 kg/kmol三、物料衡算總物料衡算 D+W=4600 （1）易揮發(fā)組分物料衡算 0.985D+0.01W=0.654600 （2）聯(lián)立（1）、（2）解得：F=4600 kg/h F=4600/87.48=52.58

10、kmol/hW=1580.51 kg/h W=1580.51/112.07=14.10 kmol/hD=3019.49 kg/h D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h四、物料衡算表進(jìn)料量F，kg/h塔頂出料量D，kg/h塔底出料量W，kg/h46003019.491580.51合計(jì)46004600第五章 塔板數(shù)的確定一、理論塔板數(shù)NT的求取苯-氯苯屬理想物系，可采用M-T圖解法求NT。1、根據(jù)苯、氯苯的飽和蒸汽壓，利用泡點(diǎn)方程計(jì)算出苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表：溫度xAyA80.111850.8180.957900.6780.911950.5430.8471000.4400

11、.7821050.2760.6651100.1850.5631150.1310.4551200.08790.3431250.04540.2001300.01150.0567131.7500根據(jù)計(jì)算結(jié)果作t-x-y圖及x-y圖，見坐標(biāo)紙。2、求最小回流比Rmin操作回流比R因飽和蒸汽進(jìn)料，在x-y圖對角線上自點(diǎn)e(0.728,0.728)作平行線即為q線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.728,xq=0.36.此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，故 取操作回流比R=2Rmin=20.71=1.423、求理論板數(shù)NT精餾段操作線方程為 按M-T圖解法在x-y圖上作梯級得：NT=（7-1）層

12、（不包括塔底再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為3層，提餾段為3層，第4層為加料板。3、全塔效率ET 根據(jù) Drickamer 和 Bradford 法中精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖的表達(dá)式 根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，求得塔平均溫度為105.2，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： =0.7280.245+(1-0.728)0.350 =0.274mPas 4、實(shí)際板層數(shù)Np 精餾段 N精=3/0.516=5.8取6層 提餾段 N提=3/0.516=5.8 取6層第六章 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算一、操作壓強(qiáng)Pm 塔頂壓強(qiáng)PD=4+580/760101.33=81.3kPa，取每層塔板壓降P=0.7 k

13、Pa，則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=81.3+0.76=85.5 kPa，塔底壓強(qiáng)為PW=85.5+0.76=89.7kPa，則精餾段平均操作壓強(qiáng)為提餾段平均操作壓強(qiáng)為二、溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，依下式兩式試差計(jì)算操作溫度： 和試差結(jié)果，塔頂tD=74.8，進(jìn)料板tF=95.3，塔底tW=124.9。則精餾段平均溫度tm，精=提餾段平均溫度tm，提=三、平均分子量Mm塔頂 xD=y1=0.99 x1=0.935MVDm=0.99078.11+（1-0.990）112.56=78.45kg/kmolMLDm=0.93578.11+（1-0.935）112.56=80.35kg/kmol進(jìn)料板 yF=0.770

14、 xF=0.416MVFm=0.77078.11+（1-0.770）112.56=86.03kg/kmolMLFm=0.41678.11+（1-0.416）112.56=98.23kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.0143MVWm=0.06378.11+（1-0.063）112.56=110.39kg/kmolMVWm=0.014378.11+（1-0.0143）112.56=112.07kg/kmol則精餾段平均分子量：MVm（精）MLm（精）提餾段平均分子量：MVm（提）MVm（提）四、平均密度m1、液相密度Lm依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a為質(zhì)量分率）塔頂

15、 LmD=823.3kg/m3進(jìn)料板，由加料板液相組成xA=0.416 LmF=932.3kg/m3塔底 LmW=987.7kg/m3故精餾段平均液相組成：Lm（精）=（823.3+932.3）/2=877.8kg/m3提餾段平均液相組成：Lm（提）=（932.3+987.7）/2=960.0kg/m32、氣相密度Vm五、液體表面張力m m，頂=0.99021.91+(1-0.990)24.32=21.93mN/m m，進(jìn)=0.41619.42+(1-0.416)22.08=20.97mN/m m，底=0.014315.92+(1-0.0143)18.91=18.87mN/m則精餾段平均表面張

16、力為：m，精提餾段平均表面張力為： m，提 六、液體粘度LM L頂=0.9900.327+(1-0.990)0.451=0.328mPasL進(jìn) =0.4160.267+(1-0.416)0.378=0.332mPas L底=0.01430.207+(1-0.0143)0.303=0.302mPas則精餾段平均液相粘度為 L(精) 提餾段平均液相粘度為 L(提) 第七章 氣液相負(fù)荷計(jì)算一、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算m3/sL=RD=1.4238.46=54.61kmol/hm3/sLh=5.40m3/h二、提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算m3/sL=L+qF=L=54.61kmol/hm3/sLh=6.12 m3/h

17、第八章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算一、塔徑D1、精餾段塔徑 初選板間距，取板上液層高度，故；查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.071；依校正物系表面張力為時(shí)的C可取安全系數(shù)為0.60，則故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.81m/s。2、提餾段塔徑 初選板間距，取板上液層高度，故；查Smith關(guān)聯(lián)圖得C20=0.068；依校正物系表面張力為時(shí)的C ,即可取安全系數(shù)為0.60，則故按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.52m/s。為統(tǒng)一精餾段和提餾段塔徑，取為D=1.2m。二、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(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：1、精餾段溢流裝置計(jì)算（1）、

18、溢流堰長取堰長為0.66D，即0.661.20.792m（2）、出口堰高由，查流體收縮系數(shù)計(jì)算圖知E=1.03故（3）、降液管的寬度與降液管的面積由查弓形降液管的寬度與面積圖得，故，由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即s（）5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速2、提餾段溢流裝置計(jì)算（1）、溢流堰長取堰長為0.66D，即0.661.20.792m（2）、出口堰高由，查流體收縮系數(shù)計(jì)算圖，知E1.03,故（3）、降液管的寬度與降液管的面積由查弓形降液管的寬度與面積圖得，故，由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即s（）5s，符合要求）（4）、

19、降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速三、塔板布置1、精餾段塔板布置（1）、取邊緣區(qū)寬度Wc0.055m,安定區(qū)寬度，（2）、開孔區(qū)面積 其中，2、提餾段塔板布置（1）、取邊緣區(qū)寬度Wc0.075m,安定區(qū)寬度，（2）、開空區(qū)面積其中，四、篩孔數(shù)與開孔率1、精餾段取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距塔板上的篩孔數(shù)，塔板上開孔區(qū)的開孔率（在515%范圍內(nèi)）每層板上的開孔面積m2氣體通過篩孔的氣速為篩孔排列圖見坐標(biāo)紙，實(shí)排孔n=10154-352=3990,經(jīng)校核，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。2、提餾段取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距塔板上的篩孔

20、數(shù)，篩孔排列圖見坐標(biāo)紙，實(shí)排3110，但經(jīng)校核，篩板的穩(wěn)定性系數(shù)不滿足要求，故在適當(dāng)位置堵孔1280，實(shí)開1830。m2則（在515%范圍內(nèi)）氣體通過篩孔的氣速為五、塔的有效高度Z精餾段 提餾段 精餾段與進(jìn)料板間的距離可以取0.4m，故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m第九章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算一、精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p(1)、干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋楦珊Y孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84（2）、氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?由充氣系數(shù)與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.62（3）、克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，故單板壓?二、提餾段篩板的

21、流體力學(xué)驗(yàn)算1、干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.842、氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?由充氣系數(shù)與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0.733、克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，故單板壓?二、霧沫夾帶量的驗(yàn)算1、精餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。2、提餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。三、漏液的驗(yàn)算1、精餾段漏液的驗(yàn)算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。2、提餾段漏液的驗(yàn)算篩板的穩(wěn)定性系數(shù)故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。四、液泛驗(yàn)算1、精餾段液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度， m取

22、，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。2、提餾段液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度， mm取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為此精餾塔塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。第十章 塔板負(fù)荷性能圖一、精餾段塔板負(fù)荷性能圖1、霧沫夾帶線（1） 式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取霧沫夾帶極限值為。已知，并將代入得整理得： 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.7201.5791.4691.3731.329依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線(1)。2、

23、液泛線（2）由得，近似取.0， （已算出），故 將，及以上各式代入得整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s2.0221.8851.7341.5471.435依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出液泛線（2）。3、液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線（3）在VSLS圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。4、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由，代入漏液點(diǎn)氣速式（前已算出），代入上式并整理得 此即氣相負(fù)荷下限線，在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于下表LS，m3/s0.00

24、10.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.5840.6120.6330.6510.660依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4）。5、液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，取則 整理上式得依此值在VSLS圖中作線即為液相負(fù)荷下限線（5）。將以上5條線標(biāo)繪于圖中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與（1）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。圖見坐標(biāo)紙?？芍驹O(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性一、提餾段塔板負(fù)荷性能圖1、霧沫夾帶線（1） 式中 （

25、a）近似取E1.0, 故 （b） 取霧沫夾帶極限值為。已知，并將代入得整理得： 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.6831.5451.4381.3441.301依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出霧沫夾帶線(1)。2、液泛線（2）由得，近似取.0， （已算出），故 將，及以上各式代入得 整理得 在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.7190.6680.6130.5490.510依表中數(shù)據(jù)在VSLS圖中作出

26、液泛線（2）。3、液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，由下式液相負(fù)荷上限線（3）在VSLS圖中為與氣相流量無關(guān)的垂線。4、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由，代入漏液點(diǎn)氣速式（前已算出），代入上式并整理得 此即氣相負(fù)荷下限線，在操作范圍內(nèi)任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.2170.2270.2340.2410.244依表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4）。5、液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，取則 整理上式得依此值在VSLS圖中作線即為液相負(fù)荷下限線（5）。將以上5條

27、線標(biāo)繪于圖中，即為提餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)樘狃s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與（2）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。圖見坐標(biāo)紙。可知本設(shè)計(jì)塔板上限由液泛控制，下限由漏液控制。精餾段的操作彈性第十一章 篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符 號單 位計(jì) 算 數(shù) 據(jù) 精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)PmkPa83.487.6各段平均溫度tm85.1110.1平均流量氣相Vsm3/s0.920.41液相Lsm3/s0.00150.0017實(shí)際塔板數(shù)N塊66板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm2.02.0塔徑Dm1.21.0空塔氣速um/s0.810.52塔板液流形式單溢流單溢流溢流裝置溢流管形式弓形弓形堰長lwm0.7920.792堰高h(yuǎn)wm0.0490.049溢流堰寬度Wdm0.1490.149管底與受液盤距離hom0.0240.027板上清夜層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)39901830開孔面積m20.07720.0359篩孔氣速uom/s11.9211.42塔板壓降hpkPa0.5680.678液體在降液管中停留時(shí)間s21.7613