化工原理课程设计分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计.docx

化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯甲苯混合物的精馏塔设计学 校：*班 级：*设 计 者：*指导老师：*设计时间：2012年7月11日2012年7月17日目录设计任务p.2前言p.3精馏装置工艺流程图(附图1)精馏塔设计计算基本数据的计算p.4回流比的计算p.4塔板数的计算p.5精馏塔的工艺设计塔径的计算p.7塔高的计算p.9塔板数的计算和设计p.9精馏塔的负荷性能的计算塔板负荷性能的计算p.12塔板的流体力学校核p.14精馏塔的辅助设备塔顶冷凝器p.17塔底再沸器p.20设计小结p.22参考文献p.23附图连续精馏流程图苯甲苯的温度组成相图图解法球理论塔板数 RN关联图塔板布置图精馏段塔板负荷性能图 提馏段塔板负荷性能图设计任务设计题目：分离苯甲苯混合物的精馏塔的设计前言本课程实际的题目是分离苯甲苯混合物的精馏塔的设计，精馏操作是一门重要的化工单元操作，此操作主要在塔设备中进行，使均相液体混合物经多次部分气化和多次部分液化，以达到使混合物系分离或得到较高纯度的组分的目的，精馏设计的主要任务是根据物系性质和工艺要求，确定操作条件，选择一定的塔形，进行工艺和设备尺寸的计算。精馏装置的流程比较定型，一般包括：精馏塔，塔顶蒸汽冷凝器，塔底再沸器，原料加热器以及输送设备等。气液传质设备主要是塔设备，其中最重要的类型为板式塔和填料塔。板式塔主要有筛板塔，泡罩塔和浮阀塔。本设计为筛板塔。筛板塔踏板上开有很多直径约几毫米的筛孔，操作时液体进入进料板，沿板面从一侧流到另一侧，越过出口堰的上沿，落入降液管而进入下一层，如此逐层下流，塔板出口的溢流堰使板上维持一定的液层高度，用于气液交换。气体从塔底端到达最底层一层板的上方，经由板上的筛孔逐渐上升，由于板上液层的存在，气体通过每一层板上的筛孔时，分散成很多气泡，气体符合一般都大到足以使气泡紧密接触，不断合并和破裂，使液层成为泡沫层，为两相接触提供大的相界面积，并造成一定程度的湍动，这都有利于传质速率的提高。筛板多采用不锈钢板或合金钢板制成，使用碳钢的比较少，孔的直径约为38mm，以45mm较常用，板的厚度约为孔径的0.40.8倍，此外，又有一种大孔筛板，孔径在10mm以上，用于悬浮颗粒与脏污的场合。筛板塔的结构简单，造价低，其生产能力较泡罩塔高10%15%，板效率约高10%15%，而每板压降则低30%左右。所以本次设计采用筛板塔设计模式。精馏塔的设计计算一、 精馏装置工艺流程图精馏装置一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝器、料液预热器、塔底再沸器、液体输送设备和管路等，其工艺流程比较固定。工业生产中常见的精馏流程（附图1）。二、 塔的设计计算1、 基本数据的计算苯的分子量：78.1kg/kmolC6H6甲苯的分子量：92.1kg/kmolC7H8进料的平均分子量：MF=0.4178.1+0.5992.1=86.36kg/kmol进料液的摩尔量为：F=660086.36=76.42kmol/h总物料衡算：F=D+WFxf=DxD+WxW 解之得：D=31.61kmol/hW=44.81kmol/h2、 q值的计算由苯甲苯的温度组成相图（附图2） 得：当xF=0.41时苯的泡点温度为tD=94.8进料温度为50时的平均温度为t= td+tf2=94.8+502=72.4由液体的比热共线图1可查得苯的比热CpA=0.4534.187kJkg-1K-1=1.897 kJkg-1K-1甲苯的比热CpB=0.5644.187 kJkg-1K-1=2.361 kJkg-1K-1（采用内差法计算所得）则进料的平均比热Cpm=2.219 kJkg-1K-1当P=0.1MPa时，查得2苯的气化潜热为A=362 kJkg-1甲苯的气化潜热为B=341.5 kJkg-1则进料液的平均气化潜热m=0.41362+0.59341.5=349.9 kJkg-1所以q=iV-iFiV-iL=iV-iL+iL-iFiV-iL=rm+CpmtD-tFrm=349.9+2.12994.8-50349.9=1.273即q=1.2733、计算最小回流比Rmin由2得q=1.273qq-1=4.669由此作图3，q线与平衡线的交点为：xq=0.472Yq=0.698则Rmin=(xD-yq)(yq-xq)=1.2044、计算最小理论塔板数Nmin由参考3 表103以及附图2，计算xF=0.41xD=0.97xW=0.015下，分别对应的泡点温度，取三处的的几何平均值。tF=101tD=82tW=110.4F=2.42D=2.62W=2.35则=3FDW =2.46全回流时，所需理论塔板数最少，由芬斯克（Fenske）方程4Nmin=lgxD1-xD1-xWxWlg-1=8.51-1=7.515、计算理论塔板数N设R=1.3R-RminR+1=1.3-1.2041.3+1=0.0417=X由吉利兰关联图5得Y=N-NminN+1=0.64解之得N=Y+Nmin1-Y=22.639同上，设若干R值，可算得相应的若干N值，其结果列表如下设RRmin算R-RminR+1Nmin查N-NminN+1算Y+Nmin1-Y1.51.2040.11847.510.5517.9101.71.2040.18377.510.4815.3651.91.2040.24007.510.4013.1832.01.2040.25637.510.3712.5082.21.2040.31137.510.3512.0922.41.2040.35187.510.3311.7012.61.2040.38787.510.3111.3332.81.2040.42007.510.3810.8193.01.2040.44907.510.2610.5003.21.2040.47527.510.2510.347由上表做RN关系图（附图4）从R与N的关系可见：当R1.9时，曲线很陡，所需N较多； 当R1.9时，曲线变平坦，所需N减少。取R=1.9，理论塔板数N=13.183 作图所求理论塔板数（附图3）N=14.67-1=13.67（不含再沸器）取R=2.0，理论塔板数N=12.508 作图所求理论塔板数（附图3）N=14.50-1=13.50（不含再沸器）取R=2.2，理论塔板数N=12.092 作图所求理论塔板数（附图3）N=14.60-1=13.60（不含再沸器）则可以看出：当R取1.9时，N与N最相近故取R=1.9 N=13.676、塔板效率的计算采用奥康奈尔（Oconnell）法6ET=0.49（aV）-0.245由4可知=2.46塔顶：xD=0.97 查得泡点温度为82塔底：xW=0.015 查得泡点温度为110.4则平均温度t=（82+110.4）2=96.2由液体的粘度共线图7查得苯的粘度=0.263cP甲苯的粘度=0.282cP则进料的平均粘度=0.2630.41+0.2830.59=0.2748 cPET=0.49（）-0.245=0.539cP（与6图1121对照，结果相近，故可用）E00.5391.1=0.5937、实际塔板数的计算由附图3可知理论塔板数N=13.67，找到d点为（0.460,0.637）精馏段应为N1=6.5故实际塔板数为Ne1=N1E0=6.50.593=10.956取为11层提馏段应为N2=13.67-6.5=7.17故实际塔板数为 Ne2=N2E0=7.170.593=12.086取为13层即实际塔板数为11+13=24层，实际进料板位置为第11块板。精馏塔的工艺设计一、塔径的计算1、精馏段的塔径精馏段的平均温度为t=(tD+tF)2=(82+94.8)2=88.4馏出液的平均分子量M=0.9778.1+0.0392.1=78.52 kg/kmol则塔顶t=82时，蒸汽的密度 v=PMRT=10000078.528314（273.15+82） =2.659kg/m3又查表8得: 当t=82时，苯和甲苯的液体平均密度为795.3kg/m3当t=94.8时，苯和甲苯的液体平均密度为787.95kg/m3当t=110.4时，苯和甲苯的液体平均密度为779.7kg/m3 则精馏段的液体平均密度 L=795.3+787.952=791.625 kg/m3当平均温度t=88.4时，蒸汽的密度V =PMRT=2.612 kg/m3又D=31.61kmol/h=8.7810-3kmol/s则上升的蒸汽量为Vs=L+D=(R+1)D=(8.7810-3）（1.9+1）78.522.659=0.752m3/s将各处的摩尔分率换算为质量分率：aF=0.410.41+0.59(92.178.1)=0.371 kg/haD=0.970.97+0.03(92.178.1)=0.965 kg/h aW=0.0150.015+0.985(92.178.1)=0.0127 kg/h 由物料衡算F=D+WFaF=DaD+WaW解之得D=2482.024kh/h=0.68951kg/sW=4117.976kg/h=1.14388kg/s液体流量为L=RD=1.90.68951=1.31kg/sLs=1.31/791.625=1.65510-3 m3/s F=LsVsLG1/2=1.65510-30.752（791.6252.611）0.5=0.383假设取板间距HT为0.45m，由史密斯关联图9可得C=0.11m/s则液泛速度uf=CL-VV=0.11791.625-2.6122.612=1.912 m/s取安全系级为0.7则u=0.7uf=1.338 m/s A=Vsu=0.7521.338=0.562 m2 ; Af=Vsuf=0.7521.912=0.393 m2 D=A+Af0.785=1.103 m 取整为D=1.2m由于浮阀塔的塔径D在0.81.6m时 板间距HT正好在300450mm之间故取板间距为0.45m合适102、提馏段的计算提馏段的平均温度t=(tF+tW)/2=（94.8+110.4）/2=102.6进料时t=94.8A=PMRT=10000078.18314（273.15+98.4） = 2.553 kg/m3B=PMRT=10000092.18314（273.15+94.8） = 3.011kg/m3F=2.5330.41+3.0110.59=2.823kg/m3塔底t=110.4A=PMRT=10000078.18314（273.15+110.4） = 2.449 kg/m3B=PMRT=10000092.18314（273.15+110.4） = 2.888kg/m3W=2.4490.0.015+2.8880.985=2.882kg/m3平均密度V=F+W2 = 2.823+2.8822= 2.852kg/m3塔底t=110.4，查得液体平均密度为779.7kg/m3则提馏段的平均密度为L=787.95+779.72= 783.825kg/m3液体流量为Ls=LL=L+qFL=1.31+1.2731.833783.825= 4.64910-3kg/s蒸汽流量为Vs=Vs-(1-q)F=0.752（11.273）1.833=1.252kg/sF=LsVsLG1/2=4.64910-31.252（783.8252.852）0.5=0.060 取板间距为0.45m，由史密斯关联图9可得C=0.10m/s则液泛速度uf=CL-VV=0.11783.825-2.8522.852=1.655 m/s取安全系级为0.7则u=0.7uf=1.158m/s A=Vsu=1.2521.158=1.081 m2 ; Af=Vsuf=1.2521.655=0.757 m2 D=A+Af0.785=1.530 m 取整为D=1.6m由于浮阀塔的塔径D在0.81.6m时 板间距HT正好在300450mm之间故取板间距为0.45m合适10二、塔高的计算（塔高包括塔的有效高度，顶部空间，底部空间以及结合再沸器的安装高度）1、取塔顶与第一块板之间的距离HD为1.2m（使气流中的液滴自由沉降，减少出塔气中的液沫夹带，经验值一般为1.01.5m）2、取塔底与最下一层之间的高度HB为1.5m（保证料液不致排完，经验高度为1.02.0m）3、进料板的高度，由于进料可能在此急剧汽化，流速很高，为防止液沫夹带，进料板间距HF要求较高，一般为塔板间距的2倍。4、塔径较大（1.5m）以上必须开人孔，故人孔板间距应有足够的空间，其之不小于600mm,每个人孔应控制10个左右的塔板。 HT=800mmS=3综上，塔高H=HD+（N-S-2-1）HT+SHT+HF+HB=1.2+(25-3-2-1)0.45+30.8+0.9+1.5=14.55m三、塔板结构参数设计1、塔板形式由于D=1.60.8 （采用精、提两段中较大的直径作为精馏塔的全塔直径）故采用整块式塔盘；塔板流动性采用单流形；降液管采用弓形。122、溢流装置各结构尺寸的计算13取堰长lw=0.7D=0.71.6=1.12m对于弓形降液管lw/D=0.7时查得b/D=0.15Af/AT=0.09则b=0.015D=0.24mAf=0.09AT=0.181m2又因为L=RD=1.92482.024=4715.846 kg/h则液相流量Lh=L(L )=4715.846783.825= 6.016m3/h Lhlw=6.0161.12= 5.372m2/hLw/D=0.7时，由液流收缩系数计算图14查得液流收缩系数E=1.03how=2.841000E(Lhlw)2/3=8.972mm对于常压塔，hw在4050mm之间；HL在50100mm之间。故取hw=45mmHL=hw+how=53.972mm，在50100mm之间校核133、阀孔数N的计算选取标准浮阀塔盘，采用JB11868 F1型浮阀14(1)取阀孔动能因数F0=10.514 （浮阀全开时F0=912）由此确定孔速14u0=F0V又V=（2.613+2.582）/2=2.597kg/m3u0=10.52.597=6.515m/s塔中平均蒸汽量Vs=(0.752+1.252)/2=1.002m3/s计算每层塔板上的浮阀数N=Vs0.785d0u0=1.0020.7850.03926.515=128.8129(2)计算阀孔中心距t采用正三角形排列时t=d00.907AaA0 其中阀孔总面积A0=VsU0=1.0026.515=0.154 m2阀孔直径d0=0.039m鼓泡区面积15Aa=2XR2-X2+180R2sin-1XR由资料15，选取Ws=90mmWc=60mmX=D/2(b+Ws)=1.6/2(0.24+0.09)=0.47mR=D/2Wc=1.6/2-0.06=0.74m则sin-1XR=sin-10.470.74=39.43Aa=2XR2-X2+180R2sin-1XR =20.470.742-0.472+1800.74239.4 =1.792m2t=d00.907AaA0 =0.0390.9071.7920.16 =0.127m根据t作图（缩小10倍）见附图5由图可数出鼓泡区可以不值得阀孔总数N=131个与N=129个相近，符合要求。验算u0=837.5VsN= 6.407 F0=u0v= 6.4072.597=10.325F0人在912范围内，即可认为满足要求本浮阀塔取叉排的排列形式开孔率=N(d0D)2100%=10.783%开孔率在10%14%之间，满足要求。精馏塔的负荷性能计算 一、塔顶负荷性能计算16（附图6）1、 过量雾沫夹带查表得17表面张力为0.0165N/m由ev=0.00570.0165UGHT-2.5hw+how3.2取ev=0.1 kg液/kg气做极限计算how=0.0028E(VLlw)23=0.0281.03(3600VL1.12)23=0.628VL23取hw=0.045m HT=0.45m已知UG=VsAT-Af=Vs2.011-0.18=0.546Vs故0.1=2.8410-40.546Vs0.45-2.30.045+0.628Ls233.2经整理得Vs=3.632-16.816Ls23列表Ls00.0010.0030.0050.0070.0090.010.0120.0140.0160.018Vs3.6333.4643.2823.1403.0172.9052.8522.7502.6552.5642.477由此可作出雾沫夹带线（1）2、 气相下限操作线（泄露线）16由Vs下限=0.785d02NF0v已知d0=0.039m N=131 F0=5精馏段 v=2.659+2.8232=2.741kg/m3 Vs下限=0.785(0.039)213152.741=0.472m3/s提馏段 v=2.823+2.8822=2.852kg/m3 Vs下限=0.785(0.039)213152.852=0.463m3/s取Vs下限为0.46m3/s由此做气象下限操作线(2)3、 液体下限操作线16由how=0.00284E(Lhlw)23取how=0.006 16 E=1.03 lw=1.12m解之得 Lh=3.513m3/h Ls=9.75910-4m3/s由此做出液相下限操作线(3)4、液相上限操作线（降液管超负荷线） Ls=AfHT取=5s12 Af=0.18m2 HT=0.45m得Ls=0.0162 m3/s由此做液相上限操作线(4)5、液泛线16 aVs2=b+cLs2+dLs23精馏段 v=2.741kg/m3 L=791.625kg/m3 a=1.91105VLN2 b=HT+(-1-)hw c=-0.153lw2h02 d=-1+E(0.667)1lw23参考数据，带入已知量，有： a=1.911052.741791.625（131）2=0.0381 b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 c=-0.153（1.12）2（0.025）2=-195.153 d=-1+0.51.030.66711.1223=-0.956得0.0315Vs2=0.18-195.153Ls2-0.956Ls23列表Ls00.0010.0030.0050.0070.0090.010.0120.0140.0160.018Vs2.1742.1142.0391.9661.8861.7961.7461.6351.5051.3501.159提馏段 v=2.852kg/m3 L=783.826kg/m3 a=1.91105VLN2 b=HT+(-1-)hw c=-0.153lw2h02 d=-1+E(0.667)1lw23参考数据，带入已知量，有： a=1.911052.8521783.825（131）2=0.0405 b=0.50.45+0.5-1-0.50.45=0.18 c=-0.153（1.12）2（0.025）2=-195.153 d=-1+0.51.030.66711.1223=-0.956得0.0405Vs2=0.18-195.153Ls2-0.956Ls23列表Ls00.0010.0030.0050.0070.0090.010.0120.0140.0160.018Vs2.1082.0501.9781.9101.8291.7421.6941.5861.4601.3091.1246、操作线精馏段操作图斜率m=VL=R+1DLRDL=2.91.9791.6252.741=440.813m3/m3做操作线OAOA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线精馏段 OA与(2)线交点为0.46m3/s OA与(5)线交点为1.98m3/s则负荷上限%=负荷上限读数实际操作负荷%=1.980.75%=2.64 负荷下限%=负荷下限读数实际操作负荷%=0.460.75%=0.6133=61.33% 操作弹性=最大负荷VGmax最小负荷=1.980.46=4.304提馏段操作图斜率m=VL=R+1DLRDL=2.91.9783.8252。852=419.483 m3/m3做操作线OAOA线与(2)线、(5)的交点为负荷上下线精馏段 OA与(2)线交点为0.46m3/s OA与(5)线交点为1.90m3/s则负荷上限%=负荷上限读数实际操作负荷%=1.901.252%=1.518 负荷下限%=负荷下限读数实际操作负荷%=0.461.252%=0.3674=36.74% 操作弹性=最大负荷VGmax最小负荷=1.900.46=4.130全塔操作弹性取4.130二、塔板流体力学校核181、雾沫夹带的校核由D=1.6m0.8m，故应控制浮点率不超过80%18由物性系数K表19,取K=1精馏段v=2.741kg/m3 L=791.625 kg/m3取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图19查得 CF=0.127则泛点率=VsvL-v0.78KCFAT100% =0.752.741791.625-2.7410.7810.127(0.8)2100%=22.196%80%符合要求16提馏段v=2.852kg/m3 L=783.825 kg/m3取HT=0.45m时，由浮点负荷因子图19查得 CF=0.128则泛点率=VsvL-v0.78KCFAT100% =0.752.852783.825-2.8520.7810.128(0.8)2100%=33.691%80%符合要求16即雾沫夹带量ev0.1kg液/0.1kg气，不会发生雾沫夹带。2、液泛线的校核要求降液管中清液的高度Hd(HT+Hw) 浮阀塔中， 液面落差可以忽略不计16取系数=0.5，则HT+Hw=0.50.45+0.045=0.2475mHd=hd+hL+hw+how+h精馏段干板压降：hd=5.34u02v2gL(阀全开)=5.346.402.74129.81791.625=0.0386m液层压降：hL=(hw+how) =0.50.045+8.97210-3=0.027m降液管底缘压降： h=0.153lslwh02=0.153(1.65510-31.120.025)2=8.3510-4m how=8.97210-3m则Hd=0.0386+0.026986+8.97210-3+8.35010-4=0.07540.2475即Hd(HT+Hw)20提馏段干板压降：hd=5.34u02v2gL(阀全开)=5.346.402.85229.81783.825=0.0406m液层压降：hL=(hw+how) =0.50.045+8.97210-3=0.027m降液管底缘压降： h=0.153lslwh02=0.153(4.64910-31.120.025)2=0.00422m how=8.97210-3m则Hd=0.0406+0.026986+0.00422+8.97210-3=0.08070.2475即Hd(HT+Hw)20所以符合要求，不会发生液泛。主要辅助设备的计算一、 塔顶冷凝器的计算本设计采用选用列管换热器（一） 换热器的选定1、 冷凝量W1=Vs=R+1D=2.90.6895 kg/s=2.000kg/s2、 确定流体的定性温度物性数据由于冷凝温度T=82 ，在此温度下，苯的冷凝潜热=390kJ/kg 比热Cp=1.947kJ/(kgK)根据动力学及水消耗量考虑，选择水的进口温度t1=20出口温度t2=40 在平均温度Ttm=20+402=30时查水的物性参数=995.7 kg/m3Cp=4.174 kJ/(kgK)=0.801cP=71.2mNm-1=0.618w/(mK)3、 热负荷，水消耗及传热推动力的计算被冷凝液体的热负荷Q=W1=2.000390=779.836kW水消耗W2=QCp(t2-t1)=779.8364.174(40-20)=9.342 kg/s体积流量V2=9.342995.7=9.38210-3 m3/s传热推动力tm=T-t1-(T-t2)lnT-t1T-t2=20ln82-2082-40=51.3534、 流动空间，管径和管内流速的选择（1）由于流速对蒸汽冷凝以及给热系数的影响较小，为了使冷凝液易于排出，选择苯在关外冷凝，水走管内。（2）从腐蚀性，传热面积和价格三方面考虑，选用252.5mm无缝钢管，内径d=0.02m.5、估算值与初选换热器经估计，苯蒸汽水系统冷凝操作范围约为3001000w/(m2K)本设计选K估=800 w/(m2K)估定传热面积A估=QK估tm=779.83610380051.353=18.982m2初步选定为21FB40015402操作时将两部换热器串联（二）换热器的校核初选的两个单壳程浮头式换热器FB40015402串联其规格如下外壳直径400mm公称压力40kgf/cm2公称面积152=30m2管子排列方式正方形斜转45管子总数72管程数2折流板间距0.2m管程流通面积0.01132=0.0226m2壳程流通面积0.0452=0.09 m21、 总传热系数的核算（1）管内水的给热系数1实际操作流速u1=V24d2n=9.38210-30.0226=0.415m/s Re1=du=0.020.415995.70.80110-3=10320.715 Pr1=Cp=4.17410000.80110-30.618=5.41 1=0.023dRe0.8Pr0.4=0.0230.6180.02(10320.715)0.8(5.41)0.4=2269.51W/(m2K)（2）壳程传热系数2本设计的壳程为苯冷凝，冷凝的传热系数较高，故可忽略。（3）污垢热阻22取管内水的热阻为Rs1=0.0006 m2/W取管外苯的热阻为Rs2=0.0002 m2/W 总传热系数K=1d21d1+Rs1d2d1+bd2kwdm+Rs2+12其中bd2kwdm、12可忽略，故K=1d21d1+Rs1d2d1+Rs2=666.321W/(m2K)（4）算传热面积A0=QK0tm=779.836103666.32151.353 =22.791m2计算传热面积预估算传热面积的偏差A0-A估A0100%=16.710%结果表明换热器的传热面积有16.71%的裕度，选型合适。2、计算单程阻力损失（1） 管程阻力损失P取=0.15mm，则d=0.0075查得摩擦系数图23得=0.039P1=ld=u22=0.03960.02995.70.41522=1003.667 Pa P2=3u22=3995.70.41522=257.35 Pa故P=P1+P2NP1NS2=2522.036 Pa1atm未超过一个大气压，故可以使用。（2） 壳程阻力损失Ps Ps=sD(NB+1)deu022已知t=82时，苯的密度0=675kg/m3，粘度=0.3cp管子为正方形时的当量直径25为 de=4水力半径=4流通截面积润湿周边=0.027m s=1.72Re-0.19 u0=W1S0=0.0405 m/s Re0=du000=3543 s=1.72Re-0.19=0.364取折流板距B=200，则壳程中的挡板数NB=26 26 P1=ld=u22=5659.5 N/m21atm结果未超过一个大气压，符合要求故所选的换热器满足工艺要求。二、 塔底再沸器的计算把塔釜中质量为w的甲苯加热到泡点温度需热Q=w=519.1kJ在tF=50时，甲苯的物性=363kJ/kg A=QKtm使用蒸汽间接加热，P=0.1Ma在该压力下，水的露点Tb=100，tm=T-tw=9.92K取1000w/(m2K)则A=QKtm=52.3m2故选取再沸器为FB50065162一组。精馏段设计结果汇总表22气体流量Vs0.752m3/s液体流量Ls1.65510-3 m3/s塔径D1.6m流动形式单流型塔板间距HT0.45m堰长lw1.12m堰高hw0.045m堰上液头高度how8.97210-3m降液管面积Af0.102m2排列方式顺排Af/AT0.09安全级数0.7阀孔直径d0.039m阀孔数N131开孔率10.783%鼓泡区面积Aa1.792m2孔心距0.127m破沫区Ws90mm Wc 60mm阀孔气速u06.515 m/s稳定系数K1液泛速度1.912m/s泛点率F122.196%降液管液体停