完整word版,丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計說明書吳熠

1、華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書課程設(shè)計報告書丙酮 - 水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計學(xué)院化學(xué)與化工學(xué)院專業(yè)化學(xué)工程與工藝學(xué)生姓名吳熠學(xué)生學(xué)號201230361316指導(dǎo)教師江燕斌課程編號137137課程學(xué)分3起始日期2014.12.30I華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書教師評語教師簽名：日期：成績評定備注II華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書目錄目錄 .III第 1 部分 設(shè)計任務(wù)書 .51.1設(shè)計題目：丙酮 - 水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計 .51.2設(shè)計條件 .51.3設(shè)計任務(wù) .5第 2 部分 設(shè)計方案及工藝流程圖 .62.1設(shè)計方案 .62.2工藝流程圖 .6第 3 部分 設(shè)計計算與論證 .73.1精餾塔的工藝計算

2、.73.1.1全塔物料衡算 .73.1.2實際回流比 .83.1.3理論塔板數(shù)確定 .83.1.4實際塔板數(shù)確定 .93.1.5塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 .103.1.6塔的塔體工藝尺寸計算 .133.2塔板工藝尺寸的計算 .163.2.1溢流裝置計算 .163.2.2塔板布置及浮閥排列 .173.3塔板的流體力學(xué)性能的驗算 .213.3.1阻力計算 .213.3.2液泛校核 .21III華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書3.3.3 霧沫夾帶223.3.4 霧沫夾帶驗算233.4 塔板負荷性能圖243.4.1 精餾段塔板負荷性能計算過程243.4.2 提餾段塔板負荷性能計算過程253.5 接管尺

3、寸的確定273.5.1 液流管273.5.2 蒸氣接管273.6 附屬設(shè)備283.6.1 冷凝器283.6.2 原料預(yù)熱器283.6.3 塔釜殘液冷凝器293.6.4 冷卻器293.7 塔的總體結(jié)構(gòu)303.7.1 人孔及手孔303.7.2 封頭 .303.7.3 裙座 .303.7.4 塔高 .303.7.5 壁厚 .31第 4 部分 設(shè)計結(jié)果匯總32第 5 部分 小結(jié)與體會34第 6 部分 參考資料34IV華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書第 1 部分設(shè)計任務(wù)書1.1 設(shè)計題目： 丙酮 - 水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計1.2 設(shè)計條件在常壓操作的連續(xù)精餾浮閥塔內(nèi)分離丙酮 - 水混合物。生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì)量

4、要求如下：任務(wù)要求 ( 工藝參數(shù) ) ：1. 塔頂產(chǎn)品 ( 丙酮 ) ：3.0 t/hr, xD=0.98( 質(zhì)量分率 )2. 塔頂丙酮回收率： = 0.99( 質(zhì)量分率 )3. 原料中丙酮含量： 質(zhì)量分率 =(4.5+1*33)%=37.5%4. 原料處理量：根據(jù) 1、 2、 3 返算進料 F、xF、W、 x W5. 精餾方式：直接蒸汽加熱操作條件：常壓精餾進料熱狀態(tài) q = 1回流比R= 3?加熱蒸汽直接加熱蒸汽的絕對壓強1.5atm冷卻水進口溫度25、出口溫度 45，熱損失以 5%計單板壓降0.7kPa1.3 設(shè)計任務(wù)1. 確定雙組份系統(tǒng)精餾過程的流程，輔助設(shè)備，測量儀表等，并繪出工藝流

5、程示意圖，表明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)觀測或控制所必需的儀表和裝置。2. 計算冷凝器和再沸器熱負荷。 塔的工藝設(shè)計：熱量和物料衡算，確定操作回流比，選定板型，確定塔徑，塔板數(shù)、塔高及進料位置3. 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計：選擇塔板的結(jié)構(gòu)型式、確定塔的結(jié)構(gòu)尺寸；進行塔板流體力學(xué)性能校核（包括塔板壓降，液泛校核及霧沫夾帶量校核等） 。4. 作出塔的負荷性能圖，計算塔的操作彈性。5. 塔的附屬設(shè)備選型 , 計算全套裝置所用的蒸汽量和冷卻水用量，和塔頂冷凝器、塔底蒸餾釜的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型 ，各接管尺寸的確定。5華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書第 2 部分設(shè)計方案及工藝流程圖2.1 設(shè)計方案本設(shè)計任

6、務(wù)為分離丙酮- 水二元混合物。對于該非理想二元混合物的分離，應(yīng)使用連續(xù)精餾。含丙酮37.5%（質(zhì)量分數(shù)）的原料由進料泵輸送至高位槽。通過進料調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)進料流量，經(jīng)與釜液進行熱交換溫度升至泡點后進入精餾塔進料板。塔頂上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡點一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系（標況下，丙酮的沸點56.2 C），塔釜為直接蒸汽加熱，釜液出料后與進料換熱，充分利用余熱。2.2 工藝流程圖6華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書第 3 部分設(shè)計計算與論證3.1 精餾塔的工藝計算3.1.1全塔物料衡算3.1.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)丙酮（ C3 H 6 O ）的

7、摩爾質(zhì)量： M A58.08kg / kmol水（ H 2O ）的摩爾質(zhì)量： MB = 18.015kg/kmol則各部分的摩爾分數(shù)為：wDxDM A(3.1)wD1 wDM AM BwFxFM A(3.2)wF1 wFM AM BwWxWM A(3.3)wW1 wWM AM B3.1.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M DxD M A(1- xD )M B(3.4)M FxF M A(1- xF )M B(3.5)M WxW M A(1- xW )M B(3.6)3.1.1.3塔頂產(chǎn)品物質(zhì)的量D= WD/MD（3.7 ）3.1.1.4物料衡算總物料衡算（直接蒸汽加熱） ：F=W+D

8、（3.8）輕組分（丙酮）衡算：FxFWxWDxD(3.9)回收率計算： = DxD /Fx F(3.10)求解得到： F=325.8745kmol/hD=53.9504kmol/hW=271.9241kmol/hxD = 0.9383xW = 0.0018805xF = 0.15697華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書3.1.2 實際回流比3.1.2.1最小回流比及實際回流比確定根據(jù) 101.325KPa 下，丙酮 - 水的汽液平衡組成關(guān)系繪出丙酮 - 水 t-x-y 和 x-y 圖，泡點進料，所以 q=1，q 線為過 xF =0.1569 的豎直線。本平衡具有下凹部分，在相平衡圖上過（ xD ， x

9、D ）點作平衡線的切線，得切點 (x q ，yq )=（0.7836 ，0.8875 ）x D -y q據(jù)Rmin = y q -x q 得Rmin=0.4887初步取實際操作回流比為理論回流比的3 倍：R=Rmin3=1.46613.1.2.2操作線精餾段操作線方程：yn+1=RX +1R+1xd =0.5945 Xn +0.3805R+1提餾段操作線方程：yn+1=wxn -wxw =3.0438Xn-0.003818ss3.1.2.3汽、液相熱負荷計算（1）精餾段：L1 = RD = 79.0967kmol/hV1= ( R + 1) D = 133.0471kmol/h（2）提餾段：據(jù)

10、F+S=D+W，得V2 = S = V1 = 133.0471kmol/hL2 = W = 404.9712kmol/hxW = 0.00125453.1.3 理論塔板數(shù)確定在平衡曲線即x-y 曲線圖上做操作線，在平衡線與操作線間畫階梯，過精餾段操作線與 q 線焦點，直到階梯與平衡線交點小于0.0012545 為止，由此，得到理論板 8 塊（塔釜算一塊板），進料板為第 5 塊理論板。如下 CAD作圖：8華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書3.1.4 實際塔板數(shù)確定板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反應(yīng)了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算：-0.245E

11、T = 0.49()注：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度L 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa ? s據(jù)液相組成在3.1 圖中查得溫度，再計算出精餾段與提餾段的均溫查得液相組成。具體過程如下：液相組成 xA氣相組成 yA溫度/0C相對揮發(fā)度進料0.15690.775764.9818.5832塔頂0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.8380精餾段0.45170.828160.805.8476提餾段0.03170.535381.9535.1864精餾段均溫： t 1=(64.98+56.61)/2=60.7950C提餾段均溫： t 2=

12、(64.98+98.92)/2=81.950C相對揮發(fā)度： = y A /x A其中， xB = 1 -xA ，yB = 1 - yAy B /x B全塔平均揮發(fā)度： =3 =9.2825mDFW在數(shù)據(jù)手冊中查得對應(yīng)溫度下的黏度：9華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書精餾段：丙酮： = 0.2292mPa ? s，水： = 0.4638mPa ? s；A1B1提餾段：丙酮： = 0.1951mPa ? s，水： B2 = 0.3478mPa ? sA2液相黏度：精餾段： = xA A1 +(1 - xA) = 0.3578mPa ? sl1B1提餾段： = xA A2 +(1 - xA)B2= 0.34

13、30mPa ? sl2塔板效率：精餾段： ET1= 0.49(-0.245) = 0.4089提餾段： ET2= 0.49(-0.245) = 0.2662實際塔板數(shù)：精餾段： NP1=N T1= 10ET1提餾段： NP2=N T2= 15ET2精餾段實際塔板數(shù)為 NP1 = 10 塊。提餾段實際塔板數(shù)為 NP2 = 15 塊。全塔所需要的實際塔板數(shù)：NP = NP1 + NP2 = 25 塊，進料板位于第11 塊。全塔效率：ET = N T = 0.32N P3.1.5 塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算3.1.5.1操作壓力計算塔頂操作壓力； PD= 101.325kpa每層塔板壓降：P0.

14、7kPa ；進料板的壓力：PF = PD + 0.7 10 = 108.325kpa塔底操作壓力： PW = PD + 0.7 25 = 118.825kpa精餾段平均壓力： PM1= PD+P F= 104.825kpa2提餾段平均壓力： PM2= PW+PF= 113.575kpa23.1.5.2 操作溫度計算塔頂溫度： t d = 56.61；進料板溫度： t f = 64.98 ；塔釜溫度： t w = 98.92精餾段平均溫度： t m1 =提餾段平均溫度： t m2 =t d +t f2t f +t w2= 60.80 = 81.95 3.1.5.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量

15、： Mldm = 55.6080kg/kmol10華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書Mvdm = 56.3893kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量： Mlfm = 24.3012kg/kmolMvfm = 49.0934kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量： Mlwm= 18.0653kg/kmolMvwm = 19.4161kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量： MLM1=Mldm+M lfm = 39.9546kg/kmol2MVM1= MVdm +M Vfm= 52.7414kg/kmol2提餾段平均摩爾質(zhì)量： MLM2=Mlwm+M lfm = 21.1833kg/kmol2MVM2=MVwm +M Vf

16、m= 34.2548kg/kmol23.1.5.4 平均密度計算氣相平均密度計算：由理想氣體狀態(tài)方程，即VM1PM1 MVM1= 2.6212kg/m3=R TM1= PM2 MVM2= 1.7026kg/m3VM2R TM2液相平均密度計算：1ii(3.32)Lm注： i 為該物質(zhì)的質(zhì)量分數(shù)塔頂平均密度計算：由 t d = 56.61 ，查手冊得 A745kg/m 3 ， B 985.5kg/m 31D = 0.98ldm = +(1- ) =748.654kg/m3?pb?a進料板平均密度計算：由 t F = 64.98，查手冊得A 742.5kg/m 3 ， B 980.5kg/m 3F

17、 = 0.375lfm =1(1 - ) = 875.289kg/m3+?ab塔底平均密度計算： 由 tW = 98.92，查手冊得A705kg/m3， B958.4kg/m 3W =0.0012545 58.080.0012545 58.08+(1-0.0012545) 18.015= 0.004033=1= 957.013kg/m3LWmW +(1- W )/ BA11華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書精餾段平均密度：= ldm + lfm = 811.972kg/m3lm12提餾段平均密度：lwm + lfmlm2 = 916.151kg/m323.1.5.5 液體平均表面張力計算對于二元有機物

18、 - 水溶液表面張力可用下試計算：= xlmii（1）塔頂表面張力：由 t D = 56.61，查表得： A1= 19.03mN/m ；B1= 66.57mN/m求得： ldm = 21.9632mN/m（2）進料板表面張力：由 t F = 64.98 ，查表得： A2 = 18.29mN/m B2 = 65.21mN/m求得： lfm = 57.8483mN/m（3）塔釜表面張力：由 t W = 98.92 查表得： A3 = 14.4mN/mB3 = 58.6mN/m求得： lwm= 58.5445mN/m（ 4) 精餾段平均表面張力： lm1 = 39.9058mN/m（5）提餾段平均表

19、面張力：lm2 = 58.1964mN/m3.1.5.6平均黏度計算液體平均黏度計算：lgLmxi lgi(3.38)塔頂平均黏度：由 t d進料板平均黏度：由塔底平均黏度：由 t w= 56.61，查手冊，得到： A1 = 0.241mPa ? s= 0.52mPa ? sB1求得： = 0.2527mPa ? stldmf = 64.65，查手冊，得到： = 0.22mPa ? sA2 = 0.435mPa ? sB2求得： lFm = 0.3909mPa ? s= 98.85，查手冊，得到：， A3= 0.17mPa ? s12華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書= 0.27mPa ? sB3求得

20、： = 0.2698mPa ? slWm精餾段液體平均黏度：lm1=ldm+ lFm= 0.3218mPa ? s2提餾段液體平均黏度：=+ lwmlFm = 0.3304mPa ? slm22氣體平均黏度計算： lg Vm=yi lg i塔頂平均黏度：由 t d = 56.61，查手冊，得到： A1 = 0.0784mPa ? sB1 = 0.1007mPa ? s求得： = 0.07923mPa ?sVdm進料板平均黏度：由 t f = 64.65，查手冊，得到： A2 = 0.07874mPa ? s= 0.1058mPa ?sB2求得： 塔底平均黏度：由 tVFm = 0.08413m

21、Pa ? sw = 98.85，查手冊，得到：， A3 = 0.0907mPa ? s= 0.1172mPa ?sB3求得： VWm = 0.1162mPa ? s精餾段液體平均黏度：Vm1=Vdm + VFm= 0.08168mPa ? s2提餾段液體平均黏度：Vm2=+ VwmVFm = 0.1002mPa ? s23.1.6 塔的塔體工藝尺寸計算3.1.6.1 塔徑計算（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：VMVM= 0.7436m 3V =/ss3600 VMLs =LMLM3 /s= 0.001081m3600LM查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標為：L S1 (lm1 ) = 0.02559

22、vs1vm113取板間距 H T查圖得： C20取安全系數(shù)為華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書0.4m ，板上液層高度 ?= ?.則： ? - ? = ?.?0.0750.2C= C20( lm )= 0.0861120L - Vumax = C() = 1.5131m/sV0.7 ，則空塔氣速為： u = 0.7 umax = 1.0592m/s4VD = ( )=0.9454u按標準塔徑圓整后為： D = 1.0m截塔面積為： AT = D2 = 0.7854m 24實際空塔氣速： u = V S = 0.9468m/sA T（2）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：SMVM2Vs2 = 0.743

23、6m/s3600 VM214華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書Ls2=LMLM2= 0.002601m 3 /s3600LM2查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標為：L) = 0.08114S2 (lm2vs2vm2取板間距 H T0.4m ，板上液層高度 ?= ?.則： ?- ?= ?.查圖得： C20= 0.0720.2C = C20 ( lm2 ) = 0.0891520umax = C( -LV ) = 2.0661m/sV取安全系數(shù)為 0.6 ，則空塔氣速為： u = 0.6 umax = 1.2396m/s4VD = ( )=0.8739u按標準塔徑圓整后為：D = 1.0m截塔面積為： AT=D2=

24、0.7854m 24V S實際空塔氣速：u = A T = 0.9468m/s3.1.6.2精餾塔有效高度計算精餾段有效高度Z1 = ( NP1 - 1) HT = 3.6m提餾段有效高度Z2 = ( NP2 -1) HT = 5.6m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度 :z = z1 + z2 + 0.8 = 10m15華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書3.2 塔板工藝尺寸的計算3.2.1 溢流裝置計算3.2.1.1精餾段因塔徑 D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，凹型受液盤，不設(shè)進堰口。各項計算如下：堰長 l w取lw = 1.0 0.60 = 0.6m 弓形降液管寬度

25、Wd 和截面積 Afl wAfW d由D= 0.60查弓形降液管參數(shù)圖得： AT= 0.0520； D= 0.1000故Af = AT 0.0520 = 0.04084m 2Wd = 0.1D = 0.10m驗算液體在降液管中停留時間 , 即：= Af HT/L S1 = 15.1122 5?故降液管設(shè)計合理。 堰上層液高度 how由 hwhLhow ，選用平直堰，堰上液層高度： （E=1）2.84lh1 2?how=E()3 =9.8773mm因為 ? ? ?，故可采用平直堰。? 溢流堰高度 hw取板上清液層高度 hl = 60mm ，故 hw = hl - how = 50.12mm因為

26、?.-?，故符合要求。? ? 25mm 。故降液管底隙高度設(shè)計合理3.2.1.2提餾段堰長 l w取lw = 1.0 0.60 = 0.6m弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af16華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書l wAfW d由D= 0.60查弓形降液管參數(shù)圖得： AT= 0.0520； D= 0.1000故Af = AT 0.0520 = 0.04084m 2Wd = 0.1D = 0.10m驗算液體在降液管中停留時間 , 即：= Af HT/L S1 = 6.2807 5?故降液管設(shè)計合理。堰上層液高度 how由 hwhL how ，選用平直堰，堰上液層高度： （E=1）2.84l h12?h

27、ow =E() 3 = 17.74mm1000l w因為 6mm hOW 60?，故可采用平直堰。溢流堰高度 hw取板上清液層高度 hl = 60mm ，故 hw = hl - how = 42.26mm因為 ?.- ? ? 25?。故降液管底隙高度設(shè)計合理3.2.2 塔板布置及浮閥排列3.2.2.1精餾段（1）閥孔數(shù)?-?- ?選用 F1 型浮閥（重閥），當板上浮閥剛剛?cè)_時， 閥孔動能因子 ? = (?)? ?取F0 =10，由閥孔直徑 d=0.039m，F(xiàn)0= u0 V ，得u =F0=10= 6.1766m/s02.6212 VVS= 100.7792 101 個N = 2 u0d04

28、（2）塔板布置塔板分塊因為塔徑 ?= ? ?，故采用分塊式。邊緣區(qū)寬度確定17華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書取兩邊安定區(qū)寬度 ?= ?= ?.，降液管寬度 ? = ?.，無效區(qū) ?= ?.鼓泡區(qū)面積?單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因為分塊式塔板，故?=? ?開孔區(qū)面積 AP計算：AP = 2(x R2- x2x+R2 arcsin )1800RDx =- ( Wd + Ws) = 0.325m2DR =- w c = 0.445m2所以 ,AP = 0.5219m 2（3）浮閥孔排列取t = 75mm ，得 t = 0.06890m用 CAD作圖得浮閥排列得實際篩孔數(shù) N=87個驗算閥孔動能因數(shù)

29、及塔板開孔率：18華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書u0 =VS= 7.1549m/s，F(xiàn)0 = u0 V = 11.5838kg1-1m-122 ，4d 0 2 Ns11符合 FO = (912)kg 2 s-1m- 2塔板開孔率 ? = N( d o ) 2 100% = 13.23%D? 在 10% 14%之間，設(shè)計結(jié)果合理。3.2.2.2提餾段（1）閥孔數(shù)取F0 = 10，由閥孔直徑d=0.039m，F(xiàn)0 = u0 V ，得F0=10u0 = 7.6638m/sV1.7026VS= 81.2225 82 個N = d02 u04（2）塔板布置塔板分塊因為塔徑 D = 1000mm 900?，故

30、采用分塊式。邊緣區(qū)寬度確定取兩邊安定區(qū)寬度 Ws = Ws= 0.075m ，降液管寬度 Wd = 0.1，無效區(qū) Wc = 0.055 鼓泡區(qū)面積單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因為分塊式塔板，故t =A PNt開孔區(qū)面積 AP計算：x 222AP = 2(x+)R- xR arcsinD1800R- ( Wd + Ws) = 0.325mx =2DR =- w c = 0.445m2所以 ,AP = 0.5219m 2（3）浮閥孔排列取t = 75mm ，得 t = 0.08486m用 CAD作圖得浮閥排列19華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書得實際篩孔數(shù) N=71個驗算閥孔動能因數(shù)及塔板開孔率：

31、u0VS= 8.7672m/s1-1= 2，F(xiàn)0 = u0 V = 11.4398kg 2 s-1m2 ，4d 0N1m-1符合 FO = (912)kg 2 s-12塔板開孔率 ? = N( dDo ) 2 100% = 10.80%? 在 10% 14%之間，設(shè)計結(jié)果合理。20華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書3.3 塔板的流體力學(xué)性能的驗算3.3.1 阻力計算氣相通過浮閥塔板的壓強降hp = hc + hl + h3.3.1.1 精餾段（1）干板阻力hc 計算1.82573.1uoc = = 6.1945m/sv因為 u0 u0c ，所以閥全開前， ? u2?= 5.37 2v0g = 0.04

32、079mL（2）板上充氣液層阻力計算因為液相為水，所以充氣系數(shù) ?=0.5 ，?hl = 0hL = 0.03m（3）液體表面張力阻力計算液體表面張力所造成的阻力一般很小，完全可以忽略。因此，與氣體流經(jīng)浮閥塔板的壓力降相當?shù)囊褐叨葹椋篽p = hc + hl = 0.07079m（4）單板壓強降?p = hp lg = 563.8739pa u0c ，所以閥全開前， ? u2?= 5.37 v0= 0.03615m2L g（2）板上充氣液層阻力計算hl = 0hL = 0.03m（3）與氣體流經(jīng)浮閥塔板的壓力降相當?shù)囊褐叨萮p = hc+ hl = 0.06615m（4）單板壓強降?p = hp lg = 594.5192pa 700?（設(shè)計允許）3.3.2 液泛校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，需要控制降液管中清液層高度：H d(H Thw )(4.14)21華南理工大學(xué)課程設(shè)計說明書且有 Hd = hp + hl + h3.3.2.1精餾段液體通過塔板的壓降所相當?shù)囊褐舾叨萮p = 0.07079m ，hL = 0.06m2Lshd = 0.153 ()= 0.0001977m所以降液管液面高度 Hd = 0.07079 + 0.06 + 0.