化工原理課程設(shè)計(jì)分離正戊烷—正己烷混合物

1、目錄引 言.I摘要1Abstract1第1章 設(shè)計(jì)條件與任務(wù)21.1 設(shè)計(jì)條件21.2 設(shè)計(jì)任務(wù)3第2章 設(shè)計(jì)方案的確定3第3章 精餾塔的工藝計(jì)算43.1 全塔物料衡算43.1.1 原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)43.1.2 原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量43.1.3 物料衡算進(jìn)料處理量43.1.4 物料衡算43.2 實(shí)際回流比53.2.1 最小回流比及實(shí)際回流比確定53.2.2汽、液相流率計(jì)算及操作線方程63.3 理論塔板數(shù)確定63.4 實(shí)際塔板數(shù)確定73.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算103.5.1 操作壓力計(jì)算83.5.2 操作溫度計(jì)算103.5.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算10

2、3.5.4 平均密度計(jì)算113.5.5 液體平均表面張力計(jì)算143.6 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算163.6.1 塔徑計(jì)算163.6.2 精餾塔有效高度計(jì)算18第4章 塔板工藝尺寸的計(jì)算194.1精餾段、提餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算19溢流裝置計(jì)算 19塔板設(shè)計(jì) 194.2精餾段、提餾段塔板的流體力學(xué)性能驗(yàn)算244.3精餾段、提餾段塔板的負(fù)荷性能圖27第5章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總32設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì)34參考文獻(xiàn)35引言精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù) 操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮

3、發(fā)(低沸點(diǎn))組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點(diǎn))組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕觥?精餾塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點(diǎn)（或沸點(diǎn)）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達(dá)到分離提純的目的。 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有

4、重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 精餾是多數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍瑔斡芯s塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。 中英文摘要：中文摘要：精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作, 利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成

5、分離該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的精餾塔，用以實(shí)現(xiàn)正戊烷正己烷的二元理想物系的分離。本設(shè)計(jì)說明書以通過物料衡算，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核等一系列工作來設(shè)計(jì)一個(gè)具有可行性的合理的浮閥塔。 關(guān)鍵詞：精餾塔 浮閥塔 正戊烷 正己烷 Abstract: Separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the different points of the volatile, v

6、olatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process. The design of certain tasks for the design handling capa

7、city of the distillation column for the realization of n-pentanen-hexaneof the dual ideals of the separation. The design specification through the material balance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of thefloat valv

8、e towerKeyword:rectifying columnfloat valve towern-pentanen-hexane第1章 設(shè)計(jì)條件與任務(wù)1.1 設(shè)計(jì)條件：分離體系：正戊烷正己烷 塔類型：浮閥原料含量(質(zhì)量分?jǐn)?shù)):0.45 處理能力(T/Y):95000餾出液中含量(質(zhì)量分?jǐn)?shù)):0.95 釜?dú)堃褐泻?質(zhì)量分?jǐn)?shù)):0.02塔頂壓力：4kPa（表壓） 進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：1.1-2Rmin 單板壓降：0.7kPa工作日： 300天/年 、24h/天連續(xù)生產(chǎn)廠址：武漢地區(qū)1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)：1.全塔物料衡算、操作回流比和理論塔板數(shù)的確定。2.計(jì)算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實(shí)

9、際塔板數(shù)。3.估算塔徑。4.板式塔的工藝尺寸計(jì)算，包括溢流裝置與塔板的設(shè)計(jì)計(jì)算。5.塔板的流體力學(xué)性能校核，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。6.繪制塔板的負(fù)荷性能圖。塔板的負(fù)荷性能圖由液相負(fù)荷下限線、液相負(fù)荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。7.塔的結(jié)構(gòu)確定，包括塔體結(jié)構(gòu)和塔板結(jié)構(gòu)。塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間，塔底空間，人孔，支座，封頭，塔高等。塔板結(jié)構(gòu)：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。8.塔的附屬設(shè)備選型，包括塔頂冷凝器，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的造型(視情況而定)。9.精餾塔各接管尺寸的確定。10.繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。11.編寫設(shè)計(jì)說明書。12.計(jì)算機(jī)要求：編寫程

10、序、CAD繪圖等。13.英語要求：撰寫英文摘要。14.設(shè)計(jì)說明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨(dú)立完成。第2章 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正戊烷正己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用飽和液體（泡點(diǎn)進(jìn)料），將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。第3章 精餾塔的工藝計(jì)算3.1 全塔物料衡算原料液及塔頂塔釜產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷摩爾質(zhì)量 正己烷摩爾質(zhì)量 進(jìn)料板產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 塔頂產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)塔釜產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) （w

11、=0.02）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量塔頂產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量料衡算進(jìn)料量處理量原料處理量3.1.4 物料衡算全塔物料計(jì)算聯(lián)立解得3.2 實(shí)際回流比最小回流比及實(shí)際回流比確定正戊烷沸點(diǎn)36.1正己烷沸點(diǎn)68.736.1時(shí) 68.7時(shí)平均相對(duì)揮發(fā)度得到相平衡方程 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 q=1 且此點(diǎn)過相平衡線最小回流比 最小理論板數(shù)取R從到 求不同的N值 以(R+1)N對(duì)R作圖 圖3.1 回流比的確定求得最優(yōu)回流比R=1.582汽、液相流率計(jì)算及操作線方程精餾段的液相流量 精餾段的氣相流量 提餾段的液相流量提餾段的氣相流量 精餾段操作方程提餾段操作方程3.

12、3 理論塔板數(shù)確定當(dāng)R=1.582時(shí) N=11.12 取整N=12塊再通過精餾段操作線方程與相平衡方程 解得改用相平衡方程與提餾段方程 計(jì)算=0.0685精餾板有4塊板，第5塊為進(jìn)料板，理論全塔有11塊板(包括再沸器)3.4 實(shí)際塔板數(shù)確定常壓下正戊烷正己烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系表3-1組分的飽和蒸汽壓Pio (Kpa)溫 度 （）36.140455055606568.7Pio正戊烷101.33115.62136.05159.16185.18214.35246.89273.28正己烷31.9837.2645.0254.0564.6676.3689.96101.33x10.820.620.45

13、0.310.180.070y10.930.830.710.570.380.170利用表中的數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW.求 解得求 解得求 解得精餾段的平均溫度提餾段的平均溫度求時(shí)的和解得求時(shí)的和解得表3-2各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷/mPa·s正己烷/ mPa·s400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166圖3-2正戊烷粘度與溫度關(guān)系圖3-3正己烷粘度與溫度關(guān)系粘度與溫度基本呈線性關(guān)系正戊烷粘度與溫度方程為正己烷粘度與溫度方

14、程為精餾段的溫度時(shí)混合得精餾段的溫度時(shí)混合得平均黏度全塔的效率精餾段板數(shù) 塊提餾段板數(shù) 塊 (包括再沸器)實(shí)際板數(shù) 塊 (包括再沸器)3.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力塔板壓降P=0.7KPa進(jìn)料板壓力精餾段平均壓力塔釜操作壓力提餾段平均壓力操作溫度計(jì)算（算粘度時(shí)已算）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 通過相平衡方程求得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 通過相平衡方程求得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量3.5.4 平均密度計(jì)算氣相平均密度的計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算即：精餾段提餾段液相平均密度的計(jì)算：表3-3 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度（）正戊

15、烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3圖3-4 正戊烷密度與溫度關(guān)系圖3-4 正己烷密度與溫度關(guān)系正戊烷的密度與溫度t近似關(guān)系為正己烷的密度與溫度t近似關(guān)系為由 得進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算時(shí)進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率塔釜液相密度的計(jì)算：由精餾段液相平均密度提餾段液相平均密度液相平均表面張力計(jì)算：表3-4 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度（）正戊烷（10-3

16、）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18依上表畫圖有：圖3-5 正戊烷表面張力與溫度關(guān)系圖3-6 正己烷表面張力與溫度關(guān)系正戊烷表面張力與溫度的關(guān)系近似有正己烷表面張力與溫度的關(guān)系近似有當(dāng)塔頂溫度時(shí) 塔頂液相表面張力為進(jìn)料板液相平均表面張力塔釜液相平均表面張力計(jì)算時(shí)精餾段液相平均表面張力提餾段液相平均表面張力3.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑計(jì)算精餾段的氣液相體積流率為提餾段的氣液相體

17、積流率精餾段：取板間距板上液層高度則圖3-7計(jì)算浮閥塔氣液負(fù)荷因子用的曲線圖查圖得安全系數(shù)取0.8塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為此時(shí)的安全系數(shù)為:0.729/1.106=0.659 符合安全系數(shù)在0.60.8之間的要求提餾段： 查圖得安全系數(shù)取0.8塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為此時(shí)的安全系數(shù)為0.715/0.964=0.742 符合安全系數(shù)在0.60.8之間的要求精餾塔有效高度計(jì)算：精餾段有效塔高:=（提餾段有效塔高：=則精餾塔的有效高度為：第四章 塔板工藝尺寸的計(jì)算4.1精餾段、提餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算4. 1.1溢流裝置計(jì)算：精餾段堰長(zhǎng)取0.60.8取 則溢流堰高度選用平直堰，堰上液層高度近似取1 則故m提

18、餾段 ：近似取1 則故4.1.2 塔板設(shè)計(jì)弓形降液管寬度Wd及截面積為求降液管的寬（Wd）和降液管的面積（）,需查圖獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為/D,用K表示。在圖中橫坐標(biāo)為K處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn)I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT為塔截面積。I、J為由橫坐標(biāo)K值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。圖4-1和值與LW/D的關(guān)系由/D=0.7，查圖得， /AT=0.092，Wd/D=0.15故 =0.092=0.185（m2）Wd=0.15×1.6=0.24（m2）液體在降液管中的停留時(shí)間一

19、般不應(yīng)小于35s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中得到分離。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即：所以精餾段： 提餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理。（3）降液管底隙高度計(jì)算公式取=0.08m/s，精餾段 h0=提餾段 =0.122m故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。塔板布置及浮閥數(shù)目與排列閥孔氣速（m/s）： 計(jì)算閥孔數(shù)： 精餾段：取邊緣區(qū)寬度=0.055m，泡沫區(qū)寬度Ws=0.065m。計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即X=開孔區(qū)面積提餾段：取邊緣區(qū)寬度=0.030m，泡沫區(qū)寬度=0.055m。計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即X=開孔區(qū)面積精餾段孔速

20、 提餾段孔速 孔直徑 計(jì)算得到精餾段的浮閥數(shù)N= 提餾段的浮閥數(shù)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t，即精餾段 提餾段考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用84.6mm和86.6mm，故取以等腰三角形叉排方式作圖，圖4-2 塔板開孔圖得閥數(shù)N=194個(gè)按N=194個(gè)重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 精餾段閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在812范圍內(nèi)符合要求塔板開孔率=11.54%提餾段仍在812范圍內(nèi)符合要求塔板開孔率=11.54%4.2 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、氣相通過浮閥塔板

21、的壓降根據(jù)計(jì)算塔板壓降（1）干板阻力先計(jì)算臨界孔速，即因?yàn)榧窗聪率接?jì)算干板阻力（2）板上充氣液層阻力 可取充氣系數(shù)=0.5（3）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋簡(jiǎn)伟鍓航?滿足設(shè)計(jì)要求提餾段 干板阻力因?yàn)榧窗聪率接?jì)算干板阻力（2）板上充液層阻力可取=0.5=0.025m則 =0.0826m 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此單板壓降:=滿足設(shè)計(jì)要求2、淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度。Hd可用下式計(jì)算，即 精餾段：（1）與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0.0675m （2）液體通

22、過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故=0.153(3)板上液層高度，取=0.05m因此Hd=0.0793+0.05+0.00098=0.129m 取=0.5，HT=0.45m，hw=0.0328m則 可見<,符合防止淹塔的要求。同理，對(duì)于提餾段=0.0826m=0.00097m=0.0826+0.05+0.00097=0.134取=0.5，HT=0.45m，則 3、 霧沫夾帶按一下兩式計(jì)算泛點(diǎn)率，即當(dāng)氣體上升時(shí)霧沫夾帶量時(shí)，泛點(diǎn)率應(yīng)小于80。精餾段其中，為泛點(diǎn)率且應(yīng)小于80，為降液管寬度（m），為板上液體流徑長(zhǎng)（m），為塔截面積（），為板上液流面積（），為弓形降液管截面積（），D為塔徑（

23、m），為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)且查圖得，K為物性系數(shù)且查表（正常系統(tǒng)取1）。 板上液體流徑長(zhǎng)度（m）：板上液流面積（）：圖4-3 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)與密度的關(guān)系查表得又有計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足<0.1kg液/kg汽的要求。提餾段 又 均小于80%，故也可以滿足要求4.3塔板負(fù)荷性能圖1、霧沫夾帶線按式子 做出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、K、及均為已知值，相應(yīng)于=0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定精餾段,按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得0.0709Vs+1.523Lh=0.1653同理，對(duì)于提餾段 0.07452、液泛線由=確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將，代入上式，得到物系一定，

24、塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得0.24=5.34+1.5即0.025+45.633=0.192同理，提餾段0.028+8.195=0.21163、液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s。故 求出上限液體流量Lh值（常數(shù)），在VsLh圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量Vs無關(guān)的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則4、漏液線對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則又知，即 式中、N、均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷Vs的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以F0=5作為規(guī)定氣體最

25、小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 =0.662同理，提餾段 4、液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依下式的計(jì)算式計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線與氣相流量無關(guān)的豎直直線。取E=1，則根據(jù)以上計(jì)算作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖4-4精餾段塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。塔板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由上圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。所以操作彈性=根據(jù)上面計(jì)算作出提餾段段塔板負(fù)荷性能圖圖4-5 提餾段塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣

26、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)B（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。塔板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由上圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限2.018氣相負(fù)荷下限0.63所以操作彈性=將計(jì)算結(jié)果匯總于下表中。計(jì)算結(jié)果一覽表項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Kpa108.125（絕壓）115.475（絕壓）各段平均溫度42.8658.08平均流量液相0.004630.0109氣相1.4641.436實(shí)際塔板數(shù)塊813板間距m0.450.45塔的有效高度Zm3.55.55塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s5.7175.439塔板溢流型式單溢流弓形降液管 分塊式塔板溢流裝置溢流管型式弓型堰高mm32.830.4堰長(zhǎng)m1.121.12溢流堰寬度m0.240.24板上清液層高度mm5050孔徑mm3939孔心距tmm7575浮閥數(shù)目n個(gè)194194開孔率%11.5411.54開孔面積1.3581.435塔板壓降475.7496.8液體在降液管停留時(shí)間s17.987.64降液管內(nèi)液層高度mm0.98 0.97液相負(fù)荷下限線Lminm3/s0.000960.00096液相負(fù)荷上限線Lmaxm