化工原理課程設(shè)計(jì)--篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　專業(yè)年級(jí)： </b></p><p><b>　　學(xué) 生： </b></p><p><b>　　指導(dǎo)老師： </b></p><p><b>　　201

2、1年8月</b></p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　目錄2</b></p><p><b>　　摘要5</b></p><p><b>　　1概述5</b></p><p>　　

3、2 精餾工藝流程確定6</p><p>　　2.1進(jìn)料熱狀況6</p><p><b>　　2.2進(jìn)料方式6</b></p><p><b>　　2.3冷凝方式7</b></p><p><b>　　2.4加熱形式7</b></p><p>　

4、　3、精餾塔的物料衡算7</p><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成7</p><p>　　3.1.1、原料液組成7</p><p>　　3.1.2、餾出液組成7</p><p>　　3.1.3、釜液組成8</p><p>　　3.2、物料衡算8</p><p>　　3.2

5、.1、質(zhì)量流量8</p><p>　　3.2.2、摩爾流量8</p><p>　　3.2.3、體積流量及體積分率9</p><p>　　3.3、結(jié)果匯總表10</p><p>　　4、塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.1、理論塔板數(shù)的確定11</p><p>　　4.1.1、

6、最小回流比Rmin11</p><p>　　4.1.2、最小理論塔板數(shù)Nmin的確定12</p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定12</p><p>　　4.2 操作線方程13</p><p>　　4.2.1 精餾段操作線方程14</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線方程14</p&

7、gt;<p>　　4.2.3 q線方程14</p><p>　　4.2.4 用逐板計(jì)算出理論塔板數(shù)14</p><p>　　4.3、總板效率η的估計(jì)16</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度16</p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav17</p><p>　

8、　4.3.3、估計(jì)總板效率η17</p><p>　　4.3.4 實(shí)際板數(shù)的確定17</p><p>　　5、塔板結(jié)構(gòu)的工藝設(shè)計(jì)18</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T18</p><p>　　5.2、塔徑初算18</p><p>　　5.2.1液泛氣速uF18</p><p

9、>　　5.2.2、塔徑的核算20</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定20</p><p>　　5.4、塔板布置21</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑21</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開孔率φ021</p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp22</p

10、><p>　　5.4.4、溢流堰長(zhǎng)lw22</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw22</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta23</p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc23</p><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對(duì)應(yīng)氣速計(jì)算24</p>&

11、lt;p>　　5.5.1降液管面積Ad24</p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa24</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An25</p><p>　　5.5.4篩孔總面積25</p><p>　　6. 塔板流體力學(xué)校核26</p><p>　　6.1、板上溢流強(qiáng)度檢查26</p

12、><p>　　6.2、氣體通過塔板的壓力降ΔHt26</p><p>　　6.3、液面落差校核27</p><p>　　6.4、漏液點(diǎn)氣速校核27</p><p>　　6.5、降液管內(nèi)液面高度Hd和液體停留時(shí)間t校核27</p><p>　　6.5.1、降液管內(nèi)液面高度Hd27</p><p&

13、gt;　　6.5.2、停留時(shí)間t28</p><p>　　7. 塔板負(fù)荷性能圖29</p><p>　　7.1負(fù)荷性能圖的繪制29</p><p>　　7.1.1液體流量下限線29</p><p>　　7.1.2液體流量上限線29</p><p>　　7.1.3漏液線29</p><p&

14、gt;　　7.1.4液泛線30</p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線31</p><p>　　7.2、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)評(píng)述32</p><p>　　8.、塔總體結(jié)構(gòu)32</p><p>　　8.1、塔體與裙座結(jié)構(gòu)及封頭的選用32</p><p>　　8.2、塔盤結(jié)構(gòu)32</p><p

15、>　　8.3、除沫裝置33</p><p>　　8.4、塔附件33</p><p>　　8.5、塔高的計(jì)算33</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度33</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度33</p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度34</p><

16、;p>　　8.5.4、支座高度34</p><p>　　8.5.5、人孔34</p><p>　　8.5.6塔高34</p><p><b>　　8.6、接管34</b></p><p>　　8.6.1、回流管和液體進(jìn)料管34</p><p>　　8.6.2、釜液出口管36<

17、;/p><p>　　8.6.3、氣體進(jìn)口管36</p><p>　　8.6.4、氣體出口管37</p><p>　　9、精餾塔附屬設(shè)備選型計(jì)算38</p><p>　　9.1、釜底再沸器38</p><p>　　9．2、餾出蒸汽冷凝器（余熱利用）38</p><p>　　9．3、產(chǎn)品冷卻器

18、39</p><p>　　9.4、泵的選用40</p><p>　　10．?dāng)?shù)據(jù)匯總42</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)45</b></p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　本實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)采用篩板式精餾塔對(duì)乙醇～水溶液進(jìn)行分離。以9200kg&#

19、183;h-1,24.8%的溶液進(jìn)料，塔頂餾出液的質(zhì)量分率為89.3%，塔釜餾出液的質(zhì)量分率為0.95%。該篩板式精餾塔塔高12m,塔板數(shù)為15塊，其中，精餾段12塊，提餾段3塊，且第13塊板為進(jìn)料板。塔板間距選用450mm ,塔徑為1200mm，塔板篩孔孔徑為5mm，篩孔中心距為17.5mm，開孔率7.4%，篩板厚度為3mm，溢流堰長(zhǎng)864mm，堰板高度為40.93mm，安定區(qū)寬度80mm，邊緣區(qū)寬度30 mm。塔板降液管截面積為0.

20、109m2，工作面積為0.719m2,有效截面積為1.021m2，篩孔總面積為0.0532m2。本塔選用IS 65-50-160 型號(hào)的進(jìn)料泵冷液進(jìn)料，塔頂采用冷卻水用量為22795.2kg·h-1的A900-240-0.6-280型號(hào)的冷凝器及冷卻水用量為2865.6kg·h-1 的A600V-120-6-50型號(hào)的產(chǎn)品冷卻器，塔釜采用蒸汽用量為6802.343kg·h-1 的A400-60-1-10型號(hào)

21、的再沸器。</p><p>　　關(guān)鍵詞：乙醇～水溶液 精餾 分離</p><p><b>　　1 概述 </b></p><p>　　均相物系的分離方法有吸收、萃取、干燥、精餾等操作，其中工業(yè)上分離均相液體混合物最常用的過程是蒸餾。利用液體混合物中組分揮發(fā)性能的差異，以熱能為媒介使其部分汽化，從而在氣相富集易揮發(fā)組分，液相富集難揮發(fā)組分，使

22、混合物得以分離的方法稱為蒸餾。根據(jù)操作方式，蒸餾分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾和精餾。前兩種只能實(shí)現(xiàn)初步分離，而精餾能實(shí)現(xiàn)混合物的高純度分離，無需與外界進(jìn)行熱量交換，采用多次平衡級(jí)的蒸餾過程來實(shí)現(xiàn)混合液的高純度分離，這種多級(jí)蒸餾過程的組合就是精餾。</p><p>　　塔設(shè)備是實(shí)現(xiàn)精餾、吸收、解吸和萃取等化工單元操作的主要設(shè)備，它可以使氣（或汽）液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。因此，塔設(shè)備在化工過

23、程中有時(shí)也用來實(shí)現(xiàn)氣體的冷卻、除塵、增濕或減濕等。</p><p>　　最常用的塔設(shè)備可分為兩大類：板式塔和填料塔。此外，還有多種內(nèi)部裝有機(jī)械運(yùn)動(dòng)構(gòu)件的塔，例如脈動(dòng)塔河轉(zhuǎn)盤塔等，則主要用于萃取操作。</p><p>　　板式塔按其塔盤結(jié)構(gòu)，填料塔按所用填料的不同，又各細(xì)分為多種塔型。</p><p>　　不管是對(duì)何種塔型，除了首先要能使氣（汽）液兩相充分接觸，獲得較

24、高的傳質(zhì)效率，還希望能綜合滿足下列要求：</p><p>　　(1) 生產(chǎn)能力大。在較大的氣液流速下，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶及液泛等破壞正常操作的現(xiàn)象。</p><p>　　(2) 操作穩(wěn)定，操作彈性大。當(dāng)塔設(shè)備的氣液負(fù)荷量有較大的波動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作。</p><p>　　(3) 流體流動(dòng)阻力小，即流體通過塔設(shè)備的壓力降小。以節(jié)省動(dòng)力消耗

25、，降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓蒸餾，較大的壓力降還將使系統(tǒng)無法維持必要的真空度。</p><p>　　(4) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(5) 耐腐蝕，不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　事實(shí)上，任何一種塔形都難以全面滿足上述要求，而只能在某些方面具有獨(dú)特之處。但是，對(duì)于高效率、大生產(chǎn)能力、穩(wěn)定可靠的操作和低壓降的追求

26、，則推動(dòng)著塔設(shè)備新結(jié)構(gòu)型式的不斷出現(xiàn)和發(fā)展。</p><p>　　篩板塔是板式塔中較早出現(xiàn)的塔型之一 ，它綜合具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，生產(chǎn)能力大（可比浮閥塔大），塔板效率較高，壓降小等優(yōu)點(diǎn)，不足之處是操作彈性較小。篩孔也易堵塞，使用曾一度受到限制，但是近幾十年來，經(jīng)過大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法，還開發(fā)了大孔徑篩板，導(dǎo)向篩板等形式，使篩板塔的不足得到補(bǔ)救，即合理的設(shè)計(jì)可

27、以保證較高的操作彈性?，F(xiàn)在，篩板塔已經(jīng)成為生產(chǎn)上最廣泛采用的塔型之一。</p><p>　　二元物系精餾用篩板塔的工藝設(shè)計(jì)，主要包括精餾系統(tǒng)工藝流程的確定、物料衡算、塔板數(shù)的計(jì)算、塔結(jié)構(gòu)工藝設(shè)計(jì)、熱量衡算和附屬設(shè)備的選型計(jì)算等項(xiàng)。</p><p>　　2 精餾工藝流程確定</p><p><b>　　2.1進(jìn)料熱狀況</b></p>

28、<p>　　選擇20℃冷液進(jìn)料。</p><p><b>　　2.2進(jìn)料方式</b></p><p>　　選擇進(jìn)料泵進(jìn)料。泵的主要目的是迫使液體通過過程的固定阻力和克服過程中可能有的靜壓頭。</p><p><b>　　2.3冷凝方式</b></p><p>　　塔頂蒸汽采用全凝器冷凝

29、，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，剩余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器后送至儲(chǔ)罐。由于調(diào)節(jié)回流比時(shí)分凝器不如全凝器便利準(zhǔn)確，故采用全凝器。</p><p><b>　　2.4加熱形式</b></p><p>　　塔釜采用分離式間接蒸汽加熱。</p><p>　　所需工藝流程見附圖一。</p><p>　　3、精餾塔的物料衡算</p

30、><p>　　3.1、原料液、餾出液、釜液組成</p><p>　　3.1.1、原料液組成</p><p>　　已知 水的摩爾質(zhì)量：MA=46.07 kg·mol-1</p><p>　　乙醇摩爾質(zhì)量：MB=18.02 kg·mol-1 </p><p>　　質(zhì)量分率：ωF=

31、24.80 %</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p>　　注：所有下標(biāo)A代表乙醇，所有下標(biāo)B代表水。</p><p>　　3.1.2、餾出液組成</p><p>　　質(zhì)量分率：ωD=89.30%</p><p><b>　　摩爾分率：</b><

32、/p><p>　　3.1.3、釜液組成</p><p>　　質(zhì)量分率：ωW=1.04%</p><p><b>　　摩爾分率：</b></p><p><b>　　3.2、物料衡算</b></p><p>　　3.2.1、質(zhì)量流量</p><p><

33、b>　　全塔物料橫算式：</b></p><p><b>　　mF=mD+mW</b></p><p>　　mFωF=mDωD+mwωw</p><p>　　已知mF=9200kg·h-1,代入數(shù)據(jù)得</p><p>　　9200=mD+mW</p><p>　　920

34、00.248=mD0.893+mw0.0095</p><p><b>　　聯(lián)立，解方程得</b></p><p>　　mD=2383.531 kg·h-1</p><p>　　mw=6716.469 kg·h-1</p><p>　　3.2.2、摩爾流量 </p><p&g

35、t;<b>　　原料液的摩爾流量</b></p><p><b>　　全塔物料衡算式：</b></p><p><b>　　F=D+W</b></p><p>　　FxF=DxD+Wxw</p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)：</b></p>

36、<p>　　433.45=D+W</p><p>　　433.450.114=D0.766+W0.00374</p><p><b>　　解方程得</b></p><p>　　D=62.699 kmol·h-1</p><p>　　W=370.755 kmol·h-1</p>

37、<p>　　3.2.3、體積流量及體積分率</p><p>　　(1)、進(jìn)料體積流量及分率</p><p>　　由于采用冷液進(jìn)料，查表【1】，進(jìn)料組成F=24.80%時(shí)，20℃時(shí)，進(jìn)料液的密度=959.781kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當(dāng)tF=20 ℃時(shí)，乙醇的的密度= 795kg·m-3 </p>

38、<p><b>　　進(jìn)料體積流量</b></p><p><b>　　進(jìn)料體積流率</b></p><p>　　xF′==0.299</p><p>　　(2)、餾出液體積流量</p><p>　　由于采用泡點(diǎn)回流，查表【3】，D=89.3%時(shí)，氣液混合物的泡點(diǎn)為78.731℃。 <

39、;/p><p>　　查表【1】，當(dāng)tD=78.731℃時(shí)餾出液的密度=758.408 kg·m-3 </p><p>　　查表【2】，當(dāng)tD=78.731 ℃時(shí)，乙醇的的密度= 730.350kg·m-3 </p><p><b>　　餾出液體積流量</b></p><p><b>　　VD=&

40、lt;/b></p><p>　　=3.275m3·h-1 </p><p><b>　　餾出液體積分率</b></p><p>　　xD′==0.927</p><p>　　(3)、釜液體積流量</p><p>　　查表【3】，w=0.95%時(shí)，氣液混合物的泡點(diǎn)為98.98℃。

41、</p><p>　　查表【4】，當(dāng)tW=98.98℃時(shí)，水的密度=959.104 kg·m-3</p><p>　　查表【2】，當(dāng)tW=98.98℃時(shí)，乙醇的密度= 717.428kg·m-3 </p><p><b>　　進(jìn)料時(shí)混合物的密度</b></p><p>　　= 958.200 kg&#

42、183;m-3</p><p><b>　　釜液體積流量</b></p><p><b>　　VW=</b></p><p>　　= 7.009 m3·h-1 </p><p><b>　　釜液體積流率</b></p><p><b>

43、;　　xW′=</b></p><p><b>　　3.3、結(jié)果匯總表</b></p><p><b>　　表1</b></p><p><b>　　表2</b></p><p><b>　　4、塔板數(shù)的確定</b></p>&l

44、t;p>　　4.1、理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　4.1.1、最小回流比Rmin</p><p>　　查表【5】，質(zhì)量分率為24.8℅的乙醇～水溶液的泡點(diǎn)溫度為85.75℃，露點(diǎn)溫度為96.97℃。</p><p>　　將料液由20℃升溫至85.75℃，</p><p><b>　　查圖【6】，</b>&l

45、t;/p><p>　　20℃時(shí)，CPA =2.345kJ·kg-1·K-1,CPB=4.179kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP1=CPAxF+CPB(1-xF)=2.345×0.114+4.179×(1-0.114)=3.970kJ·kg-1·K-1</p><p>　　87

46、.75℃時(shí)，CPA =3.433kJ·kg-1·K-1,CPB=4.271kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP2=CPAxF+CPB(1-xF)=3.433×0.114+4.271×(1-0.114)=4.175kJ·kg-1·K-1</p><p>　　CP=4.07kJ·kg-1

47、83;K-1</p><p>　　iL-iF=CP(t2-t1)=4.07×(85.75-20)=267.603kJ· kmol-1</p><p>　　繼續(xù)加熱，水由85.75℃升溫至96.97℃</p><p>　　查表【3】，F(xiàn)=24.8%時(shí)，iL=414.697kJ·kg-1,iV=2347.28kJ·kg-1<

48、/p><p><b>　　q=1.138</b></p><p>　　由表【7】繪制圖2，y～x圖，找出f(xF,xF)點(diǎn)作斜率為8.246的直線與平衡線相交于e。</p><p>　　讀圖可知， e點(diǎn)的坐標(biāo)為（0.1595,0.503）。</p><p>　　最小回流比Rmin==0.766</p><

49、p>　　4.1.2、最小理論塔板數(shù)Nmin的確定</p><p>　　當(dāng)全回流時(shí)，達(dá)到分離要求所需要的塔板數(shù)最小，即Nmin.。由圖解法得</p><p><b>　　Nmin= 塊</b></p><p>　　4.1.3、最佳回流比的確定</p><p>　　由《化工原理 下冊(cè)》吉利蘭關(guān)聯(lián)式</p>

50、<p>　　Y=0.75×(1-X0.567)</p><p><b>　　X=</b></p><p>　　通常情況下,適宜的回流比取為最小回流比的1.1-5倍,</p><p>　　在R=(1.1~5)Rmin范圍內(nèi)取9個(gè)回流比，分別利用吉利蘭夫關(guān)聯(lián)式求出與其對(duì)應(yīng)的N值并在直角坐標(biāo)圖上畫出圖3，N-R曲線，確定最佳回流

51、比范圍及選取實(shí)際回流比。</p><p>　　取R=1.1Rmin=1.1×0.766=0.8426做典型計(jì)算，</p><p>　　X===0.0416，</p><p>　　查圖【8】，Y=0.67</p><p><b>　　又，</b></p><p>　　∴理論板數(shù)N===20

52、.21</p><p><b>　　數(shù)據(jù)整理：</b></p><p><b>　　表 1</b></p><p>　　由圖3可以看出在（1.2～1.8）Rmin時(shí)，曲線開始變平緩，取為最佳回流比的范圍，即陰影部分，取R=1.5作為實(shí)際回流比。</p><p><b>　　4.2 操作線方

53、程</b></p><p><b>　　由回流比R=</b></p><p>　　且D=62.699 kmol·h-1 ,,</p><p>　　V=L+D=94.049+62.699=156.748 kmol·h-1 </p><p>　　mv=mL+mD=3725.297+2483.5

54、31=6208.828</p><p>　　由于是冷液進(jìn)料，q=1. 138</p><p>　　因此 L′=L +q F = 94.049+1.138×433.454=587.320 </p><p>　　V′= L ′-W=587.320-370.755=216.565</p><p>　　=3725.297+1.138

55、5;9200=14194.897 </p><p>　　VL′=VL +q VF=4.912+1.138×9.586=15.821</p><p><b>　　數(shù)據(jù)整理： </b></p><p><b>　　表 2</b></p><p>　　4.2.1 精餾段操作線方程<

56、/p><p>　　0.6x+0.3064</p><p>　　4.2.2 提溜段操作線方程</p><p>　　4.2.3 q線方程</p><p>　　==8.246x-0.826</p><p>　　4.2.4 用逐板計(jì)算出理論塔板數(shù)</p><p>　　由y1=xD=0.766</p&

57、gt;<p>　　查表【7】得與y1=0.766成相平衡的液相組分x1=0.719</p><p>　　代入精餾段操作線方程，yn+1=0.6xn+0.3064</p><p>　　y2=0.60.719+0.3064=0.738</p><p>　　由x1，y1可求得相對(duì)揮發(fā)度α 1</p><p>　　由y2=0.738，查

58、得x2=0.676</p><p>　　y3=0.6x2+0.3064=0.6×0.676+0.3064=0.712</p><p>　　由y3=0.712，查得x3=0.627</p><p>　　0.6x3+0.3064=0.6×0.627+0.3064=0.683</p><p>　　由y4=0.683，查得x4=0

59、.571</p><p>　　0.6x4+0.3064=0.6×0.571+0.3064=0.649</p><p>　　由y5=0.649，查得x5=0.29</p><p>　　0.6x5+0.3064=0.6×0.29+0.3064=0.48</p><p>　　由y6=0.48，查得x6=0.132</p&g

60、t;<p>　　0.6x6+0.3064=0.6×0.132+0.3064=0.386</p><p>　　由y7=0.386，查得</p><p>　　∵x6=0.132>xF=0.114>x7=0.071且xF較接近x6</p><p>　　∴第七塊板為進(jìn)料板，需要折返</p><p>　　精餾段理論板

61、數(shù)= 塊</p><p>　　2.712x6-0.0064=2.712×0.132-0.0064=0.352</p><p>　　由y7=0.352，查得x7=0.0577</p><p>　　2.712x7-0.0064=2.712×0.0577-0.0064=0.15</p><p>　　由y8=0.15，查得<

62、/p><p>　　2.712x8-0.0064=2.712×0.00895-0.0064=0.0179</p><p>　　由y9=0.0179，查得x9=0.00149</p><p><b>　　∵ </b></p><p>　　全塔理論板數(shù)為塊（包括塔底再沸器）</p><p&g

63、t;　　提溜段理論板數(shù)為（8.7-1）-6.295 =1.405塊</p><p>　　由xW=0.00374查得yW=0.0435</p><p>　　理論塔板數(shù)總匯：表 3</p><p>　　4.3、總板效率η的估計(jì)</p><p>　　4.3.1、平均揮發(fā)度</p><p>　　由于乙醇-水物系為非理想物系，

64、α隨x的變化不可忽略。</p><p><b>　　由得</b></p><p><b>　　代入數(shù)據(jù)： </b></p><p><b>　　求得：=0.081</b></p><p><b>　　由 查得 </b></p><p&

65、gt;<b>　　平均相對(duì)揮發(fā)度</b></p><p>　　4.3.2、加料摩爾組成的液體平均摩爾粘度μav</p><p>　　以塔頂溫度與塔底溫度的平均值作為定性溫度</p><p><b>　　查表【9】得℃時(shí)</b></p><p><b>　　查圖【10】得℃時(shí)</b&g

66、t;</p><p>　　以加料摩爾組成為準(zhǔn)的液體平均摩爾粘度</p><p>　　4.3.3、估計(jì)總板效率η</p><p>　　E可用奧康乃爾關(guān)聯(lián)圖的回歸方程求得</p><p><b>　　總板效率為：</b></p><p>　　4.3.4 實(shí)際板數(shù)的確定</p><p

67、><b>　　精餾段實(shí)際板數(shù)為</b></p><p>　　取實(shí)際板數(shù)為12塊,</p><p>　　故實(shí)際加料板為13層</p><p><b>　　提餾段實(shí)際板數(shù)為</b></p><p><b>　　取實(shí)際板數(shù)為3塊</b></p><p>

68、　　因此全塔實(shí)際板數(shù)為15塊（不包含塔底再沸器）.</p><p>　　5、塔板結(jié)構(gòu)的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　精餾塔精餾段和提餾段的上升蒸汽量、下流液體量因進(jìn)料熱狀況而不一定相同，即精餾段與提餾段的氣、液相負(fù)荷不一定相同。另外，各塊塔板上汽液濃度沿板序而變化，泡、露點(diǎn)不同，汽、液物性數(shù)據(jù)也不一樣。因此，作塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)時(shí)就要確定以哪一塊板上的條件作為設(shè)計(jì)的依據(jù)，故設(shè)計(jì)時(shí)的塔頂?shù)谝粔K板為

69、設(shè)計(jì)基準(zhǔn)。</p><p>　　5.1、初選塔板間距H T</p><p>　　板間距對(duì)塔的液沫夾帶量和液泛汽速有影響，在一定的氣液負(fù)荷及塔徑條件下，適當(dāng)增加板間距可以減少液沫夾帶量，且不易發(fā)生液泛，從而提高了操作負(fù)荷的上下限，但是，板間距與塔徑直接相關(guān)，其值不宜過大。</p><p><b>　　取HT=450mm</b></p>

70、<p><b>　　5.2、塔徑初算</b></p><p>　　5.2.1液泛氣速uF</p><p>　　第一板氣液組分 x1=0.719</p><p>　　由x1、y1查表【3】得，第一快板的溫度為t=78.78℃</p><p>　　查表【11】，得 t=78.78℃時(shí)，σA=17.254mN

71、·m-1</p><p>　　查表【4】，得t=78.994℃時(shí)，</p><p>　　σB=62.807mN·m-1 </p><p><b>　　混合物的表面張力：</b></p><p>　　查表【12】，當(dāng)ωG1=0.893時(shí)，氣體密度ρG=1.386 kg·m-3</p>

72、;<p>　　查表【1】，用外延法查得 </p><p>　　第一塊板下降流體的體積流量</p><p>　　查圖【13】，氣體負(fù)荷參數(shù)C20=0.095</p><p><b>　　液泛速度 </b></p><p><b>　　氣體體積流率</b></p><p

73、>　　取液泛分率為0.7,得出塔的有效截面積為</p><p>　　取Ad/A=0.12 , 則塔的總截面積為</p><p><b>　　D= </b></p><p>　　圓整后塔徑 D=1200mm </p><p><b>　　塔截面積</b></p><p>

74、;　　An=A=1.1304×（1-0.12）=0.995m2

75、

76、 </p><p><b>　　實(shí)際操作氣速 </b></p><p>　　5.2.2、塔徑的核算</p><p><b>　　液泛分率：</b></p><p>

77、　　查圖【14】，得液沫分率 ψ=0.029<0.10,設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　5.3、塔板上溢流型式的確定</p><p>　　溢流型塔板，流體流動(dòng)須要克服板上汽液接觸元件所引起的阻力，形成液面落差，于是氣體較多地從塔板上底液位處通過，影響汽體均勻分布降低板效率，然而篩板塔形成的液面落差小，這一因素影響不大，根據(jù)《篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)》表二板上溢流形式與塔徑塔體負(fù)荷關(guān)系中查得

78、塔徑D=1200mm與液體流量VL=4.899m3·h-1<9m3·h-1以及溢流形式的關(guān)系進(jìn)行綜合考慮選擇單流型。

79、 </p><p><b>　　5.4、塔板布置</b>&

80、lt;/p><p>　　設(shè)計(jì)降液管形式的弓形降液管，把堰與壁之間的全部截面區(qū)域作為降液面積，弓形降液板，塔板面積利用率高。如下圖所示：</p><p>　　5.4.1、篩孔孔徑</p><p>　　孔徑的大小直接影響塔板操作性能。在開孔率、空塔氣速和液流量相同的條件下增大孔徑，雖可減小板壓降，不易阻塞，但漏液量增大，操件彈性降低。一般工業(yè)上常用的孔徑經(jīng)常取3～8mm，通

81、常用d0=4~6mm的孔徑。孔徑太小加工制造困難，而且易堵,結(jié)合本設(shè)計(jì)d0=5mm為宜。</p><p>　　5.4.2、篩孔中心距t0和開孔率φ0</p><p>　　開孔一般采用正三角形排列，篩孔中心距t0一般為（2.5～5）d0，t0、d0過小，易相互干擾，過大則鼓泡不均勻，都會(huì)影響傳質(zhì)效率，實(shí)際設(shè)計(jì)時(shí)，宜可能取3～4范圍內(nèi)。本設(shè)計(jì)取=3.5為宜</p><p&g

82、t;　　=0.9069×()2=0.074</p><p>　　所以開孔率φ0為7.4％，小于10％，大于5％，符合要求 </p><p>　　5.4.3、 篩板厚度tp </p><p>　　在塔板結(jié)構(gòu)強(qiáng)度、剛度許可的條件下，應(yīng)盡可能選用較薄的板材制作篩板，這不僅可以降低干板壓降，而且可以改善氣液接觸狀態(tài)。篩孔用沖壓加工制造的篩板，其厚度的選取范圍為

83、tp=（0.4～0.8）d0，本設(shè)計(jì)采用tp=0.6d0為宜</p><p><b>　　tp=0.6 d0</b></p><p>　　=0.6×5=3.00mm </p><p>　　5.4.4、溢流堰長(zhǎng)lw </p><p>　　溢流堰具有保持塔板上一定的液層高度和促使液流均勻分布的作用，常用的溢流堰

84、長(zhǎng)為 LW=（0.68～0.76）D </p><p>　　由于溢流堰過長(zhǎng)則堰上溢流強(qiáng)度低，且塔板構(gòu)件的安裝誤差，液體越堰時(shí)分布不均；堰長(zhǎng)不夠則堰上液流強(qiáng)度高，堰上液頭大，影響塔板操作的穩(wěn)定性，也不利于液流中的氣液分離。本設(shè)計(jì)LW=0.72D 為宜。</p><p>　　LW=0.72×1200=864mm</p><p><b>　　堰上溢流強(qiáng)

85、度Li：</b></p><p>　　符合要求,相應(yīng)的堰上液頭約44mm.</p><p>　　5.4.5、堰板高度hw</p><p>　　(1)堰上液頭how</p><p><b>　　由弗蘭西斯經(jīng)驗(yàn)式</b></p><p>　　(2)堰板高度一般為hw=hL-how, hL為

86、清液層高度，取hL=50～100mm</p><p>　　本設(shè)計(jì)取hL=50mm，hw=50-how=50-9.07=40.93mm</p><p>　　在25～75mm范圍內(nèi)，符合要求。</p><p>　　5.4.6、降液管下沿與塔板板間距ta</p><p>　　在確定降液管下沿與塔板板間距ta的大小時(shí)，應(yīng)使液體通過此截面的流速 &l

87、t;/p><p>　　Wb<0.4 m·s-1 ，從而保證液流通過此截面的壓力降在13～25mm液柱</p><p>　　本設(shè)計(jì)取Wb=0.07m·s-1</p><p>　　由于ta的要求大于20～25mm，且要求ta比hw低6～12mm以上，即hW-ta=40.91-22.5=18.43mm.。以保證液封，所以ta=22.5mm符合要求。&

88、lt;/p><p>　　5.4.7、安定區(qū)寬度Ws和邊緣區(qū)寬度Wc</p><p>　?。?）、塔板入口安定區(qū)是為防止氣體短路進(jìn)入降液管即防止因降液管流出液流沖擊而漏液；出口安定區(qū)則為使液體在進(jìn)入降液管前，有一定時(shí)間脫除其中所含的氣體。取Ws=80mm.</p><p>　?。?）、邊緣區(qū)留出一定的寬度Wc，為固定塔板用，其值大小與塔徑相應(yīng)，取Wc=30mm</p

89、><p>　　5. 5、塔板各部分面積和對(duì)應(yīng)氣速計(jì)算</p><p>　　5.5.1降液管面積Ad </p><p>　　5.5.2塔板工作面積Aa</p><p>　　5.5.3塔有效截面積An </p><p>　　指塔板之上可供氣體通過的面積，又稱凈截面積。其值為塔截面積扣除降液管截面積，即：</p>

90、<p>　　5.5.4篩孔總面積</p><p><b>　　綜上數(shù)據(jù)匯總表</b></p><p><b>　　表 4</b></p><p>　　6. 塔板流體力學(xué)校核</p><p>　　6.1、板上溢流強(qiáng)度檢查</p><p>　　平直堰板設(shè)計(jì)，可采用弗蘭

91、西斯公式計(jì)算堰上液頭高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超過60mm，過大需改用雙流型或多流型。</p><p>　　為保持液流均勻，以往曾規(guī)定當(dāng)平直堰水平偏差超過3mm時(shí)，how的下限為6mm,再小則該用齒形堰。但隨塔徑的增加要求堰的水平偏差不超過3mm是困難的，因此又規(guī)定how的下限為13mm，再小就要改用齒形堰。</p><p>　　綜上所述，本設(shè)計(jì)的how為9.07mm&l

92、t;13 mm，采用齒形堰板。</p><p>　　6.2、氣體通過塔板的壓力降ΔHt</p><p>　　氣體通過塔板的壓力降是塔板的重要流體力學(xué)特性，它是由兩個(gè)方面引起的， 一是氣體通過塔板各部件（如孔件）時(shí)克服的各種阻力，二是氣體通過泡沫層克服的靜壓力。</p><p>　　(1) 氣體通過篩孔的壓力降（干板壓力降）hO </p>

93、;<p>　　6.3、液面落差校核</p><p>　　篩板塔板面液體流動(dòng)阻力小，其液面落差通?？珊雎圆挥?jì)，Δ=0</p><p>　　6.4、漏液點(diǎn)氣速校核</p><p>　　6.5、降液管內(nèi)液面高度Hd和液體停留時(shí)間t校核</p><p>　　板式塔的液泛一般是由兩個(gè)原因造成的：一是由于氣速過高，塔板壓降增大，使降液管內(nèi)液

94、層增高；二是由于液體流量增加，通過降液管的流體阻力增大，也會(huì)使降液管內(nèi)液層增高。當(dāng)降液管內(nèi)液面高到溢流堰頂時(shí)，即為液泛。</p><p>　　6.5.1、降液管內(nèi)液面高度Hd</p><p>　　液體自降液管下流，必須克服三項(xiàng)阻力</p><p>　　1）液體通過降液管的壓頭損失hd</p><p>　　6.5.2、停留時(shí)間t</p&g

95、t;<p>　　Hd也不能太小，才能保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間釋放夾帶氣泡，通常規(guī)定按清液計(jì)的停留時(shí)間t要大于3～5 秒，即</p><p>　　7. 塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　7.1負(fù)荷性能圖的繪制</p><p>　　7.1.1液體流量下限線</p><p>　　堰上液頭取下限值6mm</p>

96、<p>　　7.1.2液體流量上限線</p><p>　　一般液體的停留時(shí)間不少于3s</p><p><b>　　7.1.3漏液線</b></p><p><b>　　漏液點(diǎn)的干板壓降為</b></p><p><b>　　據(jù)此列出：</b></p>

97、<p><b>　　表7</b></p><p><b>　　由此可繪出漏液線。</b></p><p><b>　　7.1.4液泛線 </b></p><p>　　當(dāng)降液管內(nèi)的泡沫液面高等于板距與堰高之和，便達(dá)到液泛，即 </p><p>　　∵△Ht+hw+ho

98、w+△+hd=(HT+hw)Φ</p><p>　　∴0.0526VG2+0.0246+0.443VL2/3+0.4093+0.739VL2/3+392.90VL2=0.245</p><p><b>　　據(jù)此列出：</b></p><p><b>　　表8</b></p><p><b>

99、;　　由此可繪出液泛線。</b></p><p>　　7.1.5霧沫夾帶上限線</p><p>　　令可容許的霧沫夾帶量上限值為，將已知量和關(guān)系式代入式</p><p><b>　　表9</b></p><p>　　由此可繪出霧沫夾帶上限線。</p><p>　　將上述5條極限負(fù)荷線繪

100、制于直角坐標(biāo)圖上，即為篩板負(fù)荷性能圖4

101、 </p><p>　　7.2、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)評(píng)述 </p><p>　　本設(shè)計(jì)的操作條件為VL=4.899m

102、3 ·h-1=0.00136 m3.s-1 ,VG=1.244 m3.s-1 ,在負(fù)荷性能圖中表示出此操作點(diǎn)，做連線OA分別與極限負(fù)荷線相交，由兩點(diǎn)的縱坐標(biāo)值，</p><p>　　最小負(fù)荷VG min=0.650 m3.s-1最大負(fù)荷VG max= 1.745m3.s-1</p><p>　　操作彈性= >2 </p><p><b&

103、gt;　　8、塔總體結(jié)構(gòu)</b></p><p>　　8.1、塔體與裙座結(jié)構(gòu)及封頭的選用</p><p>　　根據(jù)塔徑D=1200mm，取塔厚為10 mm，精餾段與提溜段取等直徑，設(shè)置分離式加熱釜—再沸器。</p><p>　　裙座由座體、基礎(chǔ)環(huán)、螺栓座及管孔等結(jié)構(gòu)組成，本設(shè)計(jì)中裙座采用筒形，用Q235-A材料，采用對(duì)接焊縫，裙座需開設(shè)人孔，在底部開設(shè)排

104、液孔以便隨時(shí)排除液體，基礎(chǔ)環(huán)通常是一塊環(huán)形墊板，基礎(chǔ)環(huán)板上的螺栓孔開圓缺口，螺栓座由筋板和蓋板構(gòu)成，地腳螺栓穿過基礎(chǔ)環(huán)板與蓋板，把裙座固定在地基上。 </p><p>　　封頭 </p><p><b>　　查表【18】</b></p><p><b>　　8.2、塔盤結(jié)構(gòu)</b></p>&

105、lt;p>　　(1) 塔板盤 由于塔徑D=1200mm>900mm，所以采用分塊式塔盤</p><p>　　(2) 受液盤 由于本設(shè)計(jì)氣流比較高，采用凹形受液盤</p><p>　　(3) 溢流堰 采用齒形堰板</p><p>　　(4) 降液管 采用弓形降液管，降液管出口處的液封由下層塔盤的受液盤來 保證，但在最下

106、層塔盤的降液管末端另設(shè)液封槽。</p><p>　　(5) 支撐件 塔盤支撐結(jié)構(gòu)為定距管支撐，定距管對(duì)塔盤起支撐作用并保證相鄰兩塔盤的板間距，定距管內(nèi)有一拉桿，拉桿穿過各層塔板上的拉桿孔，擰緊拉桿上、下兩螺母，就可以把各層塔盤緊固成一整體。</p><p>　　(6) 緊固件 使用螺栓和橢圓墊板，在塔盤板的連接中，為了避免因螺栓腐蝕生銹而拆卸困難，故螺栓材料選擇鉻鋼。</p>

107、;<p>　　(7) 密封件 在塔壁和塔盤之間，用2～3圈直徑為10～20mm的石棉繩為密封填料，其上安放墊圈和墊板，用焊在塔盤圈內(nèi)壁上的螺栓與螺母擰緊。</p><p><b>　　8.3、除沫裝置</b></p><p>　　采用HG5-1405-81-5縮徑型絲網(wǎng)除沫器，絲網(wǎng)除沫器具有比表面積大，質(zhì)量輕，空隙率大使用方便等優(yōu)點(diǎn)，尤其是它除沫效率高

108、，壓降小的特點(diǎn)。</p><p><b>　　8.4、塔附件</b></p><p>　　包括支撐保溫材料的保溫圈，吊裝塔盤用的吊柱及扶梯平臺(tái)等。</p><p><b>　　8.5、塔高的計(jì)算</b></p><p>　　有了塔板數(shù)和板間距，還需要計(jì)算塔的頂部、底部空間及支座高度，才能確定塔高，在

109、設(shè)計(jì)人孔和進(jìn)料管時(shí)調(diào)大了部分板間距，計(jì)算塔高要相應(yīng)考慮在內(nèi)。</p><p>　　8.5.1、塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)牡谝粔K板到塔頂封頭切線處的距離，考慮到減少塔頂出口氣體夾帶葉液沫量，并安裝除沫器，且設(shè)置人孔，頂部空間取1.2m。</p><p>　　8.5.2、塔的底部空間高度</p><p>　　

110、塔的底部空間高度是指塔底最末一塊板到塔底封頭切線處的距離，取釜液的停留時(shí)間為15min，已知釜液的體積流量=7.009m3/h，因此</p><p><b>　　底部貯液空間</b></p><p><b>　　V=×15</b></p><p><b>　　=×15</b><

111、;/p><p><b>　　=1.752m3</b></p><p>　　且塔徑D=1200mm，因此底部貯液高度</p><p>　　所以，塔底空間高度為h=h′+HT=1.550+0.45=2m </p><p>　　8.5.3、加料板的空間高度</p><p>　　加料板的空間高度取決于加料板的

112、結(jié)構(gòu)形式，及進(jìn)料狀態(tài)，由于是液體進(jìn)料，加料板的空間高度與板間距相同，即450mm。</p><p>　　8.5.4、支座高度</p><p>　　采用圓筒型裙座，使用對(duì)接焊縫，裙座高度是指從塔底封頭切線到基礎(chǔ)環(huán)間的高度，考慮出料管取1000mm,且人孔選取圓形回轉(zhuǎn)蓋板開人孔,綜合各因素，支座高度取為2 m。</p><p><b>　　8.5.5、人孔&l

113、t;/b></p><p>　　由于塔徑為1200mm，需開設(shè)人孔，本設(shè)計(jì)有15塊板，于是在進(jìn)料管處設(shè)一個(gè)人孔。再在塔頂和塔底各設(shè)一個(gè)人孔，采用回轉(zhuǎn)蓋快開人孔。</p><p>　　在設(shè)置人孔處，板間距至少應(yīng)比人孔大150mm，且不得小于600mm，所以取為650mm</p><p><b>　　8.5.6塔高</b></p>

114、<p>　　塔高=塔頂部空間高度+板間距×14+ 板間距余量+ 塔的底部空間高度+ 裙座高 度+上封頭高度</p><p>　　=1.2+0.45×14+0.2+2+2+0.3</p><p><b>　　=12m</b></p><p><b>　　8.6、接管</b></p

115、><p>　　8.6.1、回流管和液體進(jìn)料管</p><p>　　液體不直接加在塔盤鼓泡區(qū)，盡量均勻分布，接管安裝高度不妨礙塔盤上液體流動(dòng)，液體內(nèi)含氣體時(shí)，應(yīng)設(shè)法分離。</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為1.2 m·s-1，</p><p>　　進(jìn)料液體體積流量為 m3·s-1,，</p><p>&

116、lt;b>　　進(jìn)料管的截面積 </b></p><p><b>　　進(jìn)料管的直徑 </b></p><p>　　因此取用57×3.5mm的固定式進(jìn)料管，D=57-2×3.5=50mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　回流的

117、體積流量為=0.00136m3·s-1</p><p><b>　　回流管的截面積 </b></p><p><b>　　回流管的直徑 </b></p><p>　　因此取用45×3.5mm的固定式進(jìn)料管 , D=45-3.5×2=38mm</p><p><

118、b>　　因此實(shí)際流速為</b></p><p>　　8.6.2、釜液出口管</p><p>　　由于支座直徑大于800mm，在出料管上焊有三塊支撐扁鋼，以便將出料管活嵌在引出管道點(diǎn)為了便于安裝，出料管外尺寸應(yīng)小于座內(nèi)徑d，引出管道直徑應(yīng)大于出料管法蘭外徑。</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許的流速為0.6 m·s-1</p>&

119、lt;p>　　釜液的體積流量為 m3·s-1</p><p>　　釜液出口管的截面積 </p><p>　　釜液出口管的直徑 </p><p>　　因此取用76×4mm的固定式出口管，D=76- 42=68mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p

120、>　　8.6.3、氣體進(jìn)口管</p><p>　　查表[12]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.95%，ρ=0.595kg/m3，體積流量為</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體進(jìn)口管的截面積 </p><p><b>　　進(jìn)口管的直徑 </b></p>&l

121、t;p>　　因此取用480×9mm的固定式進(jìn)料管，D=480- 92=462mm</p><p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　8.6.4、氣體出口管</p><p>　　氣體出口管安置在塔壁上，采用設(shè)置簡(jiǎn)單的除沫擋板。</p><p>　　查表[12]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為89.3%，ρ=1

122、.386kg/m3，體積流量為</p><p>　　設(shè)管內(nèi)允許流速為20 m3·s-1，</p><p>　　氣體出口管的截面積 </p><p><b>　　出口管的直徑 </b></p><p>　　因此取用325×8mm的固定式出口管，D=325- 82=309mm</p>&

123、lt;p><b>　　實(shí)際流速為</b></p><p>　　9、精餾塔附屬設(shè)備選型計(jì)算</p><p><b>　　9.1釜液再沸器</b></p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)釜液進(jìn)行加熱，使其從98.98℃的液態(tài)汽化為98.98℃的蒸汽，使用120℃飽和水蒸汽作為加熱劑，出口為120℃飽和水。</p&g

124、t;<p>　　查表[3]，質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.95%的釜液的汽化熱為2233.395</p><p>　　查表[19],120℃,rB=2205.2</p><p>　　查表【20】，K=800cal·m-2·h-1·℃-1=0.93kJ·m-2·s-1·K-1</p><p><b>

125、　　乙醇～水溶液吸熱：</b></p><p>　　查表[21],取用A900-240-0.6-280型列管換熱器</p><p><b>　　蒸汽用量</b></p><p>　　9.2、餾出蒸汽冷凝器</p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)餾出蒸汽進(jìn)行冷卻，使其從78.731℃的蒸汽也化為78.731℃的

126、液體，使用10℃飽和液體水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　查表[3]，89.3%餾出液的汽化熱為r =1021.675 </p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=38.731℃ Δt2=T2-t1=78.731-10=68.731℃</p><p>　　查表[20]，取傳熱系數(shù)k=600=0.698 </p>

127、;<p>　　查表[22],取用A600V-120-6-50型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p><b>　　因此，冷卻水用量</b></p><p><b>　　9.3、產(chǎn)品冷卻器<

128、;/b></p><p>　　采用列管式換熱器對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行冷卻，使冷凝后的產(chǎn)品從78.731℃降為20℃的，使用10℃飽和水作為冷卻劑，出口為50℃水。</p><p>　　取定性溫度t = = 49.366℃</p><p>　　查表[4]，水的定壓比熱CpB=4.174</p><p>　　查圖[6]乙醇的定壓比熱容為CpA=3.01

129、</p><p><b>　　混合物的比熱：</b></p><p>　　Cp=xDCpA+(1-xD) CpB</p><p>　　=0.766×3.01+(1-0.766)×4.174 =3.282</p><p>　　Δt1=T1-t2=78.731-50=28.731℃ Δt2=T2

130、-t1=20-10=10℃</p><p>　　查表[22],取用A400-60-1-10型列管換熱器</p><p>　　水的定性溫度：t = = 30℃</p><p>　　查表[4]， Cp=4.174</p><p><b>　　冷卻水用量</b></p><p><b>　　9

131、.4、泵的選用</b></p><p>　　如前所述，選用57×3.5mm的進(jìn)料管與其相接，進(jìn)行進(jìn)料。</p><p>　　流體通過管路所需壓頭：</p><p><b>　　(1)上式中</b></p><p>　　(2)進(jìn)料管位置為第13層，再考慮裙座高度1.6m，塔底部空間2m，因此進(jìn)料層離地