课程设计---常压乙醇-水筛板精馏塔的设计.docVIP

化工原理课程设计设计题目 常 压 乙 醇-水 筛 板 精 馏 塔 的 设 计 课程名称 化工原理课程设计 设计题目： 常 压 乙 醇-水 筛 板 精 馏 塔 的 设 计 设计条件及任务：设计体系：乙醇水设计条件:进料量f= 200 kmol/h进料浓度zf= 0.25 （摩尔分数，下同）进料状态：q1.08 操作条件：塔顶压强为4 kpa(表压)，单板压降不大于0.7kpa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热全塔效率：et = 52%分离要求：xd= 88% ； xw=1% ；回流比r/rmin =1.6。指导教师: 目录一前言11精馏与塔设备简介52.筛板塔特点53.体系介绍64.设计任务及要求二设计说明书1. 设计单元操作方案简介2. 筛板塔设计须知3. 筛板塔的设计程序三工艺计算1设计参数的确定81.1进料热状态1.2加热方式81.3回流比（r）的选择81.4塔顶冷凝水的选择82.流程图简介及流程图2.1流程简介2.2流程图3.理论塔板数的计算与实际板数的确定93.1理论板数计算93.1.1物料衡算133.1.2 q线方程143.1.3 平衡线方程143.1.4及rmin和r的确定103.1.5精馏段操作线方程的确定113.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定113.1.7提馏段操作线方程的确定153.1.8图解法求解理论板数163.2实际板数的确定164.精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择164.2操作温度的计算164.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.2液相表面张力的确定4.3. 3 液体平均粘度计算4.4塔径的确定4.4.1 精馏段4.4.2 提馏段4.5塔有效高度4.6整体塔高5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置5.1.1堰长lw5.1.2出口堰高hw5.1.3弓形降液管宽度wd和面积af5.1.4降液管底隙高度5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块5.2.2边缘区宽度确定5.2.3开孔区面积计算5.2.4筛孔计算及其排列6. 筛板的力学检验6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算6.1.2气体通过液层的阻力hl计算6.1.3液体表面张力的阻力计算计算6.1.4气体通过每层塔板的液柱高6.2液沫夹带6.3漏液6.4液泛7.塔板负荷性能图7.1漏液线7.2液沫夹带线7.3液相负荷下限线7.4液相负荷上限线7.5液泛线7.6操作弹性8.辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）8.1.1方案：垂直管8.1.2方案：水平管8.2各种管尺寸的确定8.2.1进料管8.2.2釜残液出料管8.2.3回流液管8.2.4再沸器蒸汽进口管8.2.5塔顶蒸汽进冷凝器出口管8.2.6冷凝水管8.3冷凝水泵9.设计结果汇总9.1乙醇水物性数据表9.2物料与热量衡算结果表四附录参考文献及设计手册一、概述1、精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78）和水（沸点100）的混合物时,由于乙醇的沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。2、筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。 筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。3、体系介绍乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。二、设计说明书（1） 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。（2） 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3） 筛板塔的设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 ht、溢流堰长与塔径之比lw/d、降液管形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点。三设计计算书1.设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。根据设计要求，本次设计是冷液进料，q1.08。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于苯-甲苯体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。1.3回流比（r）的选择实际操作的r必须大于rmin，但并无上限限制。选定操作r时应考虑，随r选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量l，v，l，v增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若r值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的r值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳r值，常用的适宜r值范围为：r（1.22）rmin。本设计考虑以上原则，选用：r1.6rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择 采用深井水，温度t122.流程简介及流程图2.1流程简介含乙醇0.25（摩尔分数）的乙醇水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含乙醇0.88），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含乙醇0.01）。2.2流程图：3.理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1理论板数计算3.1.1物料衡算已知进料量f200kmol/h，进料组成xf0.25，进料q1.08设计要求：xd0.88，xw=0.01 衡算方程 ： 3.1.2 q线方程xf0.25 q1.08q线方程为：3.1.3平衡线方程根据书中附录给出的乙醇水的汽液平衡数据，用origin画图得到平衡线。乙醇摩尔分数/温度/乙醇摩尔分数/温度/液相中气相中液相中气相中0.000.0010032.7358.2681.51.9017.0095.539.6561.2280.77.2138.9189.050.7965.6479.89.6643.7586.751.9865.9979.712.3847.0485.357.3268.4179.316.6150.8984.167.6373.8578.7423.3754.4582.774.7278.1578.4126.0855.8082.389.4389.4378.153.1.4 rmin和r的确定由于乙醇水的平衡线在某范围内出现下凹的曲线段，操作线首次与平衡线的重合点出现在两线相切处，此时对应的回流比即为最小回流比rmin 。用origin画图得 3.1.5精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程： 3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定已知 d55.17kmol/h r4.8精馏段：lrd264.816kmol/h v（r1）d319.986kmol/h提馏段：llqf264.826+1.08200=480.826kmol/h vv（1q）f319.986（11.08）200=335.986kmol/h3.1.7提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：3.1.8图解法求解理论板数如下图: 因冷凝器相当于一块理论板,故总理论板数为24块第23块理论板为加料板精馏段理论塔板数：nt精=22 提馏段理论塔板数：nt提=23.2实际板层数的确定n精=22/0.52=42.343n提=2/0.52=3.844 npn精+n提43+4=47块4精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压,其中:塔顶压力p顶=101.3+4=105.3kpa 单板压降p=0.7kpa进料板压力pf=105.3+0.7*43=135.4 kpa塔底压力 p底=105.3+0.7*47=138.2 kpa平均操作压力pm=（105.3kpa+138.2kpa）/2=121.75 kpa4.2操作温度的计算i冷液进料：q=1.08 xf0.25 通过“t-x-y”图查得tf=82.46进料板上一块塔板上组分为x0.49 所以该板上温度为：进料板下一块塔板上组分为x0.07 所以该板上温度为：ii.塔顶温度:塔底温度：iii.精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度：4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量乙醇分子量为：46.07kg/kmol (ma)水的分子量为：18.02 kg/kmol (mb)、精馏段精馏段平均温度查t-x-y图得 xa0.6119， ya0.7045 =733.99液相平均分子量：ml=xama+(1-xa) mb=35.18kg/kmol气相平均分子量：mv= yama+(1-ya) mb=37.78kg/kmol液相密度： 气相密度：（气相视为理想气体）液相流量：气相流量：、提馏段提馏段平均温度：查t-x-y图得 xa0.0356，ya0.2386 ，=718.67，=975.52液相平均分子量：ml=xama+(1-xa) mb=19.02 kg/kmol气相平均分子量：mv= yama+(1-ya) mb= 24.71kg/kmol液相密度：气相密度：（气相视为理想气体）液相流量： 气相流量： 4.3.2液相表面张力的确定：塔顶液相表面张力：=78.18, =17.4 ,=62.4=0.88*17.4+(1-0.88)*62.4=22.8进料板液相表面张力：tf=82.46, =17.0, =61.6=0.25*17.0+0.75*61.6=50.45塔底液相表面张力：tw=97.63，=15.6，=58.7=0.01*15.6+0.99*58.7=58.27精馏段平均液相表面张力： 提馏段平均液相表面张力： 全塔平均液相表面张力： 4.3.3 液体平均粘度计算塔顶液体粘度:=78.18,=0.4397,=0.3641进料板液体粘度：, =0.4126,=0.3442塔底液体粘度：, , =0.2869精馏段平均液相粘度：(+)/2=0.395提馏段平均液相粘度：(+)/2=0.325全塔平均液相粘度： (+)/2=0.3604.4塔径的确定4.4.1精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于u=0.7=0.7*2.17=1.52 圆整得 d=1.4m塔截面积：空塔气速：4.4.2提馏段功能参数：取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：从史密斯关联图查得：，由于m/su=0.7=0.7*2.92=2.05 圆整取 塔截面积：空塔气速：4.5塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米,所以应多加高(0.7-0.45)6=1.5mz=+1.5=22.65m4.6整体塔高(1)塔顶空间hd取hd=1.6=0.72m加一人孔，直径0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间再开一直径为0.6米的人孔(3)整体塔高5.塔板主要工艺参数确定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。5.1.1堰长lw取堰长lw0.66d0.661.40.924m5.1.2出口堰高hwhwhlhow 其中，得how=0.016m ，how= 0.014m取 5.1.3弓形降液管宽度wd和面积af查图知 验算液体在降液管内停留时间 停留时间5s 故降液管尺寸可用。 5.1.4降液管底隙高度，取，则=，故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板的分块d800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为4块。5.2.2边缘区宽度确定取m5.2.3开孔区面积计算=0.745.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为个开孔率为=0.907气体通过阀孔的气速:精馏段提馏段6.筛板的力学检验6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算由/=1.67查图得=0.772精馏段：提馏段：6.1.2气体通过液层的阻力hl计算ua=vs/(at-2af)=2.14/(1.54-20.11088)=1.62m/s=ua=2.03 查表得=0.57ua=vs/(at-2af)=2.34/(1.54-20.11088)=1.78m/s=ua=1.77 查表得=0.58精馏段hl=(hw+hw)=0.570.08=0.0456m（液柱）提馏段hl=(hw+hw)=0.5650.08=0.0452m（液柱）6.1.3液体表面张力的阻力计算计算精馏段=液柱提馏段=液柱6.1.4气体通过每层塔板的液柱高可按下计算精馏段=0.14+0.0456+0.0039=0.1895m液柱 提馏段=0.087+0.0452+0.0047=0.1369m液柱6.2 筛板塔液面落差可忽略6.3液沫夹带(kg液/kg气)精馏段,提馏段,本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求.6.4漏液筛板塔,漏液点气速=精馏段=8.29m/s,提馏段=11.18m/s实际孔速:精馏段,提馏段稳定系数:精馏段k=uo/uomim=28.63/8.29=3.45,提馏段k =uo/uomim =31.31/11.18=2.80k ，k均大于1.5，所以设计无明显液漏符合要求。6.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高hd()对于设计中的乙醇-水体系=0.55, hd0.5=0.2827m由于板上不设进口堰,m液柱精馏段提馏段所以不会发生液泛现象7.塔板负荷性能图7.1漏液线由= 得精馏段：=得=提馏段：在操作范围内任取几个值,算出,列表作图得漏液线-、7.2液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由， 精馏段,整理得提馏段解得7.3液相负荷下限线对平直堰取堰上上层清液高度精馏段how=0.016m ，提馏段how= 0.014m，7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留的下限故7.5液泛线hd=()由，得其中带入数据精馏段 提馏段所以精馏段提馏段7.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线由图，故精馏段操作弹性为/=4.52由图，故提馏段操作弹性为/=3.70精馏段提馏段操作弹性均大于3,符合要求。8. 辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）乙醇-水走管程，冷凝水走壳程，采用逆流形式8.1.1方案：垂直管8.1.1.1估计换热面积乙醇-水冷凝蒸汽的数据td=78.18冷凝蒸汽量：冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，在平均温度物性数据如下：（乙醇，水，乙醇-水都取（78.18+20）/2=49.09，冷凝水取16）t/(kg/m3)cp/(j/kgk)/(pas)/(w/mk)乙醇49.09763.7622707.0*10-40.162水49.09988.5541625.7*10-40.636乙醇-水49.09790.73482497.046.84*10-40.21888冷凝水16997.33421811.2*10-40.593a. 设备的热参数：b水的流量：c平均温度差：根据“传热系数k估计表”查由“冷凝有机液体蒸汽到水”取k=1000w/(m2.) 传热面积的估计值为：选型，有关参量见下表：外壳直径d/mm600管子尺寸/mm25公称压 pg/(kgf/cm)16管子长l/m3公称面积a/m60管数n/根269管程数np1管心距t/mm0.03125壳程数ns1管程通道面a/ m0.0845管子排列正三角排列核算管程、壳程的流速及re:（一）管程流通截面积：管内乙醇-水的流速（二）壳程流通截面积： 取折流板间距 h=300mm，壳内水流速 当量直径 8.1.1.2计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.022符合一般要求壳程流体阻力 re=4.7500，故f管子排列为正三角形排列，取f=0.5挡板数 npapa取污垢校正系数f=1.0=7629pa0.02mpa故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3计算传热系数管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管=6741壳程对流给热系数re pr0=0.36=计算传热系数取污垢热阻 rs0.15m/kw rs=0.58 m/kw以管外面积为基准 则k= k=（）=1053 计算传热面积 a=所选换热器实际面积为a=n=裕度=所选换热器合适8.1.2方案：水平管8.1.2.1估算面积根据“传热系数k估计表”查由“冷凝有机液体蒸汽到水”取k=600w/(m2.) 传热面积的估计值为：选型，有关参量见下表：外壳直径d/mm600管子尺寸/mm25公称压 pg/(kgf/cm)25管子长l/m6公称面积a/m120管数n/根254管程数np2管心距t/mm0.03125壳程数ns1管程通道面a/ m0.0399管子排列正三角排列8.1.2.2核算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.022符合一般要求壳程流体阻力与垂直管数据相同，所以也符合要求。8.1.2.3计算传热系数=1789.2k=k=（）=682计算传热面积 a=所选换热器实际面积为a=n=裕度=所选换热器合适8.2各种管尺寸的确定8.2.1进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管，规格：8.2.2釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.3回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.4再沸器蒸汽进口管v=335.98618.30/995.0=6.18=0.0017设蒸汽流速为10m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管v=319.98642.704/791.8=17.26=0.0048设蒸汽流速为10m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：实际管内流速：8.2.6冷凝水管深井水温度为12，水的物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的质量流率，取流速为8m/s管径选取 1465.0mm热轧无缝钢管实际流速为8.3冷凝水泵雷诺数取=0.01，,查图摩擦系数=0.0175各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.5设管长为5米, =214.66扬程取26m流量选择is200-150-315型离心泵,参数为流量v=460,扬程,转速,泵效率,轴功率9.设计结果汇总筛板塔设计计算结果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段t m (c)平均温度79.0993.47p m (kpa)平均压力120.35136.8m lm(kg/kmol)液相平均摩尔质量35.1819.02m vm(g/kmol)气相平均摩尔质量37.7824.71lm (kg/m)液相平均密度772.44946.42vm (kg/m)气相平均密度1.570.987m (dyn/cm)液体平均表面张力36.6354.36m (mpas)液体平均粘度0.3950.325vs(m/s)气相流量2.142.34ls (m/s)液相流量0.003350.00268n实际塔板数434z( m)有效段高度19.351.8d(m)塔径1.41.21h t(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0