乙醇水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計設(shè)計浮閥幫助乙醇水浮閥精餾塔精餾塔設(shè)計乙醇

1、課 程 設(shè) 計課程設(shè)計名稱化工原理課程設(shè)計 課程設(shè)計題目乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計姓名廖銀波學(xué)號 070602211 專業(yè)化學(xué)工程與工藝班級 07化工（2）指導(dǎo)教師金真提交日期2010-12-30任務(wù)書（一） 設(shè)計題目：乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計 年處理量120000噸料液初溫：25料液濃度：50%(質(zhì)量分率)塔頂產(chǎn)品濃度大于：95% (質(zhì)量分率)塔底釜液含量小于 0.3% 至1%(質(zhì)量分率)每天實際生產(chǎn)天數(shù)：310天冷卻水溫度：25設(shè)備型式：浮閥塔（F1型）（二） 操作條件（1） 操作壓力：常壓（2） 進料熱狀態(tài)：自選（3） 回流比：自選（4） 塔底加熱：間接蒸汽加熱（5） 單板壓降

2、0.7 KPa（三） 設(shè)計內(nèi)容1設(shè)計說明書的內(nèi)容（1） 精餾塔的物料衡算；（2） 塔板數(shù)的確定；（3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；（4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；（5） 塔板主要工藝尺寸的計算；（6） 塔板的流體力學(xué)驗算；（7） 塔板的負(fù)荷性能圖；（8） 塔頂全凝器設(shè)計計算：熱負(fù)荷， 載熱體用量， 選型（9） 精餾塔接管尺寸計算；（10） 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 2、設(shè)計圖紙要求：（1）確定精餾裝置流程，會出流程示意圖； （2）繪制精餾塔裝置圖（3）相關(guān)圖表（四） 參考資料1. 性數(shù)據(jù)的計算與圖表2. 化工工藝設(shè)計手冊3. 化工過程及設(shè)備設(shè)計4. 化學(xué)工程手冊5. 化

3、工原理 目錄任務(wù)書2目錄3前言51設(shè)計簡介52設(shè)備選型53工藝流程確定74. 設(shè)計方案8一設(shè)備工藝條件的計算101. 精餾塔物料衡算10原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率10原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量10物料衡算102. 物性參數(shù)12平均摩爾質(zhì)量12密度13混合物粘度14表面張力14相對揮發(fā)度143. 理論塔板數(shù)的確定15回流比15操作線方程15理論塔板數(shù)的確定164. 塔結(jié)構(gòu)的計算18塔徑的計算185. 塔主要工藝尺寸的計算20溢流裝置的計算20塔板的布置22二塔板的流體力學(xué)計算241塔板壓降242液泛計算263漏液274液沫夾帶量的計算275板負(fù)荷性能圖29霧沫夾帶線29液泛線30

4、液相負(fù)荷上限31漏液線31液相負(fù)荷下限線31三塔附件及塔高的計算331進料管332回流管333.塔釜出料管334.塔頂蒸氣出料管335.塔釜進氣管346.冷凝器的選擇347再沸器的選擇348塔高35四.主設(shè)備圖36五流程圖38六計算結(jié)果總匯39七符號說明40八參考文獻41前 言1設(shè)計簡介（1）設(shè)計內(nèi)容蒸餾是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進行分類。根據(jù)操作方式，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾。本設(shè)計主要研究連續(xù)精餾。塔設(shè)備是煉油、石油化工、精細(xì)化工、生物化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保部門等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件

5、的結(jié)構(gòu)形式可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，液體橫向流過塔板，而氣體垂直穿過液層，氣液兩相成錯流流動，進行傳質(zhì)與傳熱，但對整個板來說，兩相基本上成逆流流動。在正常操作下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作條件下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作。板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較高，本設(shè)計目的是分離乙醇-水混合液，處理量大；盡管

6、塔板的流動阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板式塔的效率穩(wěn)定，造價低，檢修、清理方便，故選板式塔。（2）設(shè)計任務(wù)年產(chǎn)量：120000噸，液料初溫25°C，液料濃度為50%，塔頂產(chǎn)品濃度為95%，塔底釜液含苯量小于1%，每年實際生產(chǎn)310天，冷卻水溫為25°板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩

7、者使用尤為廣泛。塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有下列幾種。（1） 泡罩塔板泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其主要元件為升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，國內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩尺寸分為80mm、100mm、150mm三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于1000mm，選用80mm的泡罩；塔徑大于2000mm的，150mm選用的泡罩。泡罩塔板的主要優(yōu)點是操作彈性較大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。其缺點是結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率低。近年

8、來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設(shè)計中除特殊需要（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）外一般不宜選用。（2）篩孔塔板篩孔塔板簡稱篩板，機構(gòu)特點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為38mm）和打孔篩板（孔徑為1025mm）兩類。工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補

9、了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下，設(shè)計中可大膽選用。（3） 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有F1型、V4型及T型等，其中以F1行浮閥應(yīng)用最為普遍。對比其他塔板，具有以下優(yōu)點：（1）生產(chǎn)能力大。由于浮閥塔板具有較大的開孔率，故生產(chǎn)能力比泡罩塔的答20%40%，而與篩板塔相近。（2）操作彈性大。由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，

10、故維持正常操作所容許的負(fù)荷波動范圍比泡罩塔和篩板塔的都寬。（3）塔板效率高。因上升氣體以水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長而霧沫夾帶量小，板效率較高。（4）塔板壓降及液面落差較小。因為汽液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小，故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。（5）塔的造價低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩塔的60%80%，而為篩板塔的120%130%。3工藝流程確定（1）加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費。擔(dān)由于多了高位槽，建設(shè)費用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，

11、流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單、安裝方便；如采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理復(fù)雜，且設(shè)備操作費用高。本設(shè)計才用泵加料。（2）進料熱狀況 進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當(dāng)組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費用。但冷液進料受環(huán)境影響較大。采用泡點進料，不僅對穩(wěn)定塔操作較為方便，且不易受環(huán)境溫度影響。綜合考慮，本設(shè)計采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸氣的摩爾流量相等，故精餾段和提鎦段塔徑基本相等，制造上較為方便。（3）塔頂冷凝方式塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器。塔

12、頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高無需進一步冷卻。本設(shè)計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理。因本設(shè)計冷凝與被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于即使排出冷凝液。（4）回流方式回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小塔徑，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制比較難。如果需要較高的塔處理量或塔板較多時，回流冷凝器不適合于塔頂安裝。且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷回流流入塔中。由于本設(shè)計是小型塔，故采用重力回流。（5）加熱方式加熱方式分為直接蒸

13、氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱是用蒸氣直接由塔底進入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸氣對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。間接蒸氣加熱通過加熱器使釜液部分汽化。上升蒸氣與回流下來的冷液進行傳質(zhì)。其優(yōu)點是使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點是增加加熱裝置。本設(shè)計采用間接蒸氣加熱。（6）操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響非常大。當(dāng)壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當(dāng)壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。但當(dāng)壓力不太低時，對設(shè)備的要求較高，設(shè)備費用增加。因此在設(shè)計時一般采用常壓

14、蒸餾。當(dāng)常壓下無法完成操作時，則采用加壓或減壓蒸餾。對苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，容易分離，故本設(shè)計采用常壓蒸餾。4. 設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇-水的混合物，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，在常壓下進行精餾，泡點進料，通過泵將原料液通過原料預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡點下一部份回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐，操作回流比取最小回流比的倍，塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖一設(shè)備工藝條件的計算1. 精餾塔物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量 MB原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾

15、質(zhì)量物料衡算原料處理量 F=(120000×1000)/(310×24×)=kmol/h總物料衡算 D+W=苯物料衡算×=0.881D+0.00394W聯(lián)立解得 D=kmol/hW=kmol/h 乙醇-水t-x-y 圖溫度t/乙醇摩爾數(shù)(%)溫度t/乙醇摩爾數(shù)(%)液相(x)氣相(y)液相(x)氣相(y)100008281.378.75 78.2778.211利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 , , ：根據(jù)示差法，則有解得 81.93：根據(jù)示差法，則有解得 78.17:根據(jù)示差法,則有解得 99.98：根據(jù)以上所求的、，則有精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫

16、度：同理可得：2. 物性參數(shù) 精餾段： 提餾段已知混合液體密度： （為質(zhì)量分率）混合氣體密度： （為平均相對分子質(zhì)量） 精餾段查物性數(shù)據(jù)表得80.05時，代入數(shù)據(jù)，解得 提餾段查物性數(shù)據(jù)表得，90.96時 代入數(shù)據(jù)得查物性數(shù)據(jù)表得80.0590.96精餾段粘度：提餾段粘度：查物性數(shù)據(jù)表得80.0590.96精餾段提餾段組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂(tD0C)進料(tF=0C)塔頂(tw=0C)水乙醇, , 精餾段提餾段3. 理論塔板數(shù)的確定由于泡點進料 那么取（1）精餾段操作線方程：作圖 精餾段第一層的汽相組成 可求出x1=0.856，再將x1代入式可求得y2=0.860 如此重復(fù)計算得故，此精

17、餾段的理論塔板數(shù)為6-1=5塊提餾段ïîïíì-+=-¢=+xxyxymm)1(10021.053.1'1aa由可得出如此重復(fù)計算得 則提餾段的理論塔板數(shù)為13層4. 塔結(jié)構(gòu)的計算取板間距HT=0.45m 板上液層高度則精餾段汽液體積流量為C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為查得 則取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速則塔截面積為實際空塔氣速 提餾段汽液體積流量為C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為查得 則取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速則塔截面積為實際空塔氣速 5. 塔主要工藝尺寸的計算因塔徑D=2.2m,可選用單溢流弓形降液管，采

18、用凹形受液盤。 堰長取出口堰高度 而 查圖，近似去E=1則有精餾段：取板上清夜高度 hL提餾段：驗證：因此設(shè)計合理 弓形降液管寬度Wd和截面積 Af由查弓形降液管的參數(shù)表得=0.075 =0.117 故 AfWd2.2=依式驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段的停留時間為提餾段的停留時間為故降液管設(shè)計合理。 降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.14m/s，依公式計降液管底隙高度，即精餾段：驗算：故設(shè)計合理提餾段：驗算：>驗算符合要求。 塔板的分塊因D=2.2m,則塔板分3塊 邊沿寬度的確定由于,， 取邊沿寬度 破沫區(qū)寬度 開孔面積計算 閥孔計算及其排列取閥孔功能因子，用式求孔速

19、 精餾段：取閥孔的孔徑為0.039m,則求每層塔板上的浮閥數(shù)，即精餾段：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用98m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率 閥孔排列按，估算排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用96mm,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率 對于常壓精

20、餾，開孔率在 因此以上的計算合理二塔板的流體力學(xué)計算1塔板壓降1.氣體通過浮閥塔壓降、阻力氣體通過閥板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?（）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?) =)由=得氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨热〕錃庀禂?shù)0.5，則 液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔捎诤苄?，因此忽略不計精餾段：則單板壓提餾段：故單板壓降 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，可用計算為已知 精餾段 則 取， 提餾段可見符合防止淹塔的要求。3漏液精餾段取最小F0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為VSMIN 提餾段故全塔無明顯漏液現(xiàn)象4液沫夾帶量的計算按公式計算泛點率，即及板上液體流徑長度 板上液流面積 苯和甲苯統(tǒng)按附錄取

21、物性系數(shù)，又由圖4查得泛點負(fù)荷系數(shù)以上數(shù)值代入上兩式，得圖5精餾段泛點率：泛點率取66.68%提餾段的液泛點率：泛點率取51.10%對于大塔,為避免霧沫夾帶,應(yīng)控制泛點率不超過80%,由以上計算可知,霧沫夾帶能夠滿足的要求。5板負(fù)荷性能圖精餾段霧沫夾帶線1-1，提餾段霧沫夾帶線1-2泛點率=據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算： (1)精餾段整理得：由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取任何兩個Ls值，算出Vs。 (2)提餾段整理得：精餾段提餾段精餾段液泛線2-1 ，提餾段液泛線2-2由此確定液泛線，忽略式中 精餾段整理得： 提餾段整理得：在操作線范圍內(nèi)，任取諾干LS值，

22、算出相應(yīng)的VS值：精餾段提餾段液相負(fù)荷上限線3液體的最大流量應(yīng)保持降液管中停留的時間不低于35 s液體降液管內(nèi)停留時間 s以=5 s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則m3/s精餾段漏液線4-1 提餾段漏液線4-2對于F1型重閥，依F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則， 精餾段 提餾段液相負(fù)荷下限線5取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。取，則負(fù)荷性能圖由塔板的負(fù)荷性能圖可以看出: 在規(guī)定任務(wù)的氣液負(fù)荷下的操作點P1(0.0069,6.27) P2(0.0067,5.79)(設(shè)計點),處于適宜操作區(qū)內(nèi). 精餾段的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，提餾段

23、的氣相負(fù)荷上限由液泛控制，操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段：氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限則操作彈性提餾段：氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限則操作彈性三塔附件及塔高的計算1進料管 本設(shè)計采用直管進料，管徑計算如下： 取 uF m/s ， kg/m3mm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取2回流管采用直管回流管，取m/s , 查表取 取 m/s ，直管出料，查表取直管出氣，取出口氣速 m/s ，則 查表取采用直管，取氣速 m/s ，查表取本設(shè)計取·h·k）出料液溫度：冷卻水溫度： 逆流操作：由查乙醇的汽化熱得又氣體流量，塔頂被冷凝量冷凝熱量：則傳熱面積選型：F7再沸器的選擇 選用130飽和乙醇蒸氣加熱，傳

24、熱系數(shù)取·h·k） 料液溫度：101，熱流體溫度：120120 逆流操作： , 由查乙醇的汽化熱得又氣體流量，塔頂被冷凝量換熱面積： 選用熱虹吸式再沸器DN mmPN MPa換熱面積 m25008塔高 塔頂空間高度塔的底部空間高度 塔立體高度塔的總高度四.主設(shè)備圖符號名稱指標(biāo)1操作壓力常壓2工作介質(zhì)乙醇、水、水蒸氣3塔板類型F1浮閥塔4塔徑5塔高接管表符號公稱尺寸（mm）用途a620塔頂產(chǎn)品出口b68回流液出口c61進料口d614塔釜進氣入口f68塔底釜液出口五流程圖E-3E-2E-1P-2P-1E-6E-7E-8E-9E-10E-11E-12E-13V-1V-2V-4V-

25、7V-9V-10V-12V-13V-15V-16V-18E-14E-15V-21V-22V-23V-24E-16P-3P-4P-5P-3P-6P-8P-9P-5P-10P-11P-12P-13P-14P-15P-17P-11P-18P-19P-20P-11P-21P-22P-4P-23P-24P-25P-13P-26P-27P-28P-29P-12P-30P-12V-26V-27P-32P-33P-11P-34P-35P-36P-37P-4P-36P-38P-39P-4P-40P-41V-28V-29P-7V-8P-5V-30V-31P-15V-17P-16V-19V-32P-42P-43P-

26、44PP-46P-47P-48P-49下水道SCCWRDLWLP-50V-33P-52P-53LE-18P-56V-35V-34P-57E-19V-36V-37P-58P-27P-59P-28V-101E-102E-101C-101E-104V-102P102P103V-103E105E103A106TFTLTFLFFTFTP-45PE-5FV-5TP-7PFP-26P-60P-61P-62V-38六計算結(jié)果總匯序號項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度2平均壓力Pmkpa3平均流量氣相Vsm3/s4液相Lsm3/s69675實際塔板數(shù)Np塊1023塔徑Dm8板間距Hm559塔板溢流形式-

27、單流型單流型10空塔氣速um/s11溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm13溢流堰高度hwm41014板上液層高度hLm0015堰上液層高度m0.0190 18716安定區(qū)寬度Wsm17邊緣寬度Wcm18開孔區(qū)面積Aam219閥孔直徑dm20浮閥數(shù)個N個46046021閥孔氣速u0m/s22閥孔動能因數(shù)F0131323開孔率%24孔心距tm25排間距tm26塔板壓降Pkpa27液體在降液管內(nèi)的停留時間ts28底隙高度hom30泛點率，%31液相負(fù)荷上限Ls maxm3/s25725732液相負(fù)荷下限Ls minm3/s121233氣相負(fù)荷下限Vs minm3/s34操作彈性3.28七符號說明A傳熱面積，m2；Aa鼓泡區(qū)面積，m2；Af降液管