筛板式精馏塔的设计毕业设计（论文）word格式.doc

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1、分类号 单位代码 密 级 学 号 0606210265 学生毕业论文题目 筛板式精馏塔的设计作者 指 导 教 师 专业技术职称 硕 士 学科（专业）化 答 辩 日 期 5月13日 2010年 5月13日摘 要本设计为分离乙醇-水混合物,采用筛板式精馏塔.生产时，原料液不断地经预热器预热到指定温度后进入加料板，与精馏段的回流液汇合逐板下流，并与上升蒸气密切接触，不断地进行传质和传热过程，最后进入再沸器的液体几乎全为难挥发组分，引出一部分作为馏残液送预热器回收部分热能后送往贮槽。剩余的部分在再沸器中用间接蒸汽加热气化，生成的蒸气进入塔内逐板上升，每经一块塔板时，都使蒸气中易挥发组分增加，难挥发组分

2、减少，经过若干块塔板后进入塔顶冷凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分经冷却器降温后作为塔顶产品（也称馏出液）送往贮槽。设计中采用泡点进料,回流比为最小回流比的1.5倍.本文就是对此精馏塔的一些主要的设计数据进行计算.关键词：精馏塔 筛板论文类型:其他ABSTRACTThis design to separate the ethyl alcohol - water mixture, uses the lamina cribrosa type rectifying tower. When production, raw material fluid preheating enough

3、to after assigning thetemperature enters the feed plate unceasingly after the pre-heater, with the rectifying section phegma convergence by the board lower reaches, and with the rise vapor intimate contact, carries on the mass transfer and the heat transfer process unceasingly, finally enters reboil

4、ers liquid nearly to feel embarrassed the volatile component, draws out a part delivers the pre-heater recycling partial heat energies after the distill residue to escort to the storage tank. The surplus part in the reboiler with the indirect steam heating gasification, the production vapor enters i

5、n the tower by the board rise, when every time after together column tray, makes in the vapor the easy volatile component to increase, the difficult volatile component to reduce, after passing through certain column trays, enters the tower to go against the condenser complete condensation, an obtain

6、ed condensate part makes the phegma, another part after chiller temperature decrease goes against the product as the tower (also saying that distillate) escorts to the storage tank. In the design uses bubble point feeding, the reflux ratio for smallest reflux ratio 1.5 times. This article the rectif

7、ying tower some main design feature carries on the computation regarding this.Key word: Rectifying tower Lamina cribrosa papertype: Other目 录1 绪 论12 流程的确定和说明22.1加料方式22.2进料状态22.3冷凝方式22.4回流方式22.5加热方式22.6加热器23 精馏塔的设计计算33.1 操作条件与基础数据33.1.1 设计任务和设计条件33.1.2 设计方案确定33.2 精馏塔的工艺计算103.2.1全塔的物料衡算103.2.2塔板数的确定103

8、.2.3精馏塔塔体工艺尺寸计算113.2.4 塔板主要尺寸的工艺计算123.2.5 筛板的流体力学验算143.2.6 塔板负荷性能图154 装置辅助设备的选择184.1 再沸器的选择184.1.1内置式再沸器184.1.2釜式再沸器184.1.3虹吸式再沸器184.1.4强制循环式再沸器184.2 塔顶回流冷凝器的选择184.2.1整体式及自流式184.2.2强制循环式195 精馏装置的工艺流程图206板式塔精馏装置设计说明书21参考文献22致 谢231 绪 论化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，精馏是其中最常用的一种。混合物的分离，

9、总是根据混合物中各组分间某种物理和化学性质的差异而进行的。根据不同性质上的差异，可以开发出不同的分离方法。精馏操作为其中之一，它是根据互溶液体混合物相对挥发度的不同而达到分离的目的。 精馏过程是化工生产中常用的液体混合物的分离操作。塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同，实现各组分分离的单元操作。筛板精馏塔是化学工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、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，传质效率高的优点。板式塔内设置一定

10、数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。气体在压差推动下，经均布在塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮有一定的液体，气体穿过板上液层时两相接触进行传质。在生成的气相中，混合物的组成将发生改变，相对挥发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富集，从而达到分离提纯的目的。整个过程熵增为负，需外界提供能量。 2 流程的确定和说明2.1加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料. 高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增

11、加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。2.2进料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料等。泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。2.3冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离乙醇和水，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。2.4回流方式宜采用重力回流，对

12、于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。 优点：回流冷凝器无需支撑结构； 缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用，点耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流入塔内。2.5加热方式 采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。2.6加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他形式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀，加热效率高的加热器。3 精馏塔的设计计算3.1 操作条件与基础数据3.1.1 设计任务和设计条件设计用于乙醇-水混合液分离的常压筛板精馏塔，原料为含乙醇25%（质量分数，下同）的液体，处

13、理量为200吨/天，泡点进料，要求馏出液含乙醇不低于94%，釜液含乙醇不高于0.1%，可取回流比为1.5倍的最小回流比.3.1.2 设计方案确定1. 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压精馏，加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离的要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔釜加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压101.325kPa作为操作压力2.气液平衡关系及平衡数据 表3.1：常压下乙醇水的气液平衡与温度关系（moL/%）温度t/气相乙醇液相乙醇10000

14、95.50.17000.019089.00.38910.072186.70.43750.096685.30.47040.123884.10.50890.166182.70.54450.233782.30.55800.260881.50.58260.3273温度t/气相乙醇液相乙醇80.70.61220.396579.80.65640.507979.70.65990.519879.30.68410.573278.740.73850.676378.410.78150.747278.150.89430.894378.30.9420.95注：摘自化工原理课程设计（大连理工大学出版社）P105图3.1(

15、1).温度 利用常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度的关系可求得tF,tD,tW. tF: (T1-T2)/100(x1-x2)= (tF-T1)/100(xF-x1), (89.0-86.7)/(7.21-9.66)=(tF-89.0)/(11.54-7.21) tF=93.06 tD: (T3-T4)/ 100(x3-x4)= (tD- T3)/ 100(xD-x3), (78.15-78.41)/(89.43-74.72)=( tD-78.15)/(85.98-89.43) tD=78.21 tW: (T5-T6)/ 100(x5-x6)= (tW-T5)/100(xW-x5) (1

16、00-95.5)/(0-1.90)= ( tW-100)/(0.039-0) tW=99.91 精馏段平均温度:t1=(tF+tD)/2=(93.06+78.21)/2=85.63 提馏段平均温度:t2=(tW+tF)/2=(99.91+93.06)/2=96.48(2.)密度已知:混合液密度: 1/L=aA/A +aB/B； 混合气密度: V=T0PM/22.4TP0 (a为质量分数,M为平均相对分子质量)塔顶温度: tD=78.21气相组成yD: (T4-T3) / 100(y4-y3) =(tD- T3)/ 100(yD-y3) (78.41-78.15)/(78.15-89.43)=(

17、78.21-78.15)/(100 yD-89.43) yD=86.82进料温度: tF=93.06气相组成yF: (T1-T2)/100(y1-y2)= (T1-tF)/100(y1-y2) (89.0-86.7)/(38.91-43.75)=(89.0-93.06)/(38.91-100yF) yF=30.36塔底温度: tW=99.91气相组成yW: (T5-T6)/ 100(y5-y6)=(T5-tW)/100(y5-yW) (100-95.5)/(0-17.00)=(100-99.91)/(0-100yW) yW=0.34 精馏段:液相组成x1: x1=(xD+xF)/2=(85.9

18、8+11.54)=48.76气相组成y1: y1=(yD+yF)/2=(86.82+30.36)=58.59所以 ML1=46x1+18(1-x1)=31.65/kmol MV1=46y1+18(1-y1)=34.40/kmol提馏段:液相组成x2: x2=(xW+xF)/2=(0.039+11.54)/2=5.79气相组成y2: y2=(yW+yF)/2=(0.34+30.36)/2=15.35所以 ML2=46x2+18(1- x2)=19.62/kmol MV2=46y2+18(1- y2)=22.30/kmol由不同温度下乙醇和水的密度(单位:/m3) 表3.2 温度/乙醇的密度C水的

19、密度W 80 85 90 95 100 735 730 724 720 716 971.8 968.6 965.3 961.85 958.4求得在tD, tW, tF下的乙醇和水的密度 tF=93.06，（95-90）/（720-724）=（95-93.06）/（720-CF）, CF=721.55 (95-90)/(961.85-965.3)=(95-93.06)/(961.85-WF), WF=962.41 1/F=0.25/CF+(1-0.25)/ WF=0.25/721.55+0.75/962.41=0.11 F=888.28 tD=78.21,(95-90)/(720-724)/(9

20、5-78.21)/(720-CD), CD=733.43 (95-90)/(761.85-965.3)=(95-78.21)/(961.85-WD), WD=973.44 1/D=0.94/CD+(1-0.94)/ WD=0.94/733.43+0.06/973.44=0.0013 D=744.44 tW=99.91, (95-90)/(720-724)=(95-99.91)/(720-CW), CW=716.07 (95-90)/(761.85-965.3)=(95-78.21)/(961.85-WW), WW=966.721/W=0.001/CW+(1-0.001)/ WW=0.001/7

21、16.07+0.999/966.72=0.00103W=966.38 综上所以L1=(F+D)/2=(888.28+744.44)/2=816.36L2=(F+W)/2=(888.28+966.38)/2=927.33MLD= xD46+(1- xD)18=42.07 kg/kmolMLF= xF46+(1- xF)18=21.23 kg/kmolMLW= xW46+(1- xW)18=18.01 kg/kmolML1=( MLD+ MLF)/2=(42.07+21.23)/2=31.15 kg/kmolML2=( MLW+ MLF)/2=(18.01+21.23)/2=19.62 kg/km

22、olMVD= yD46+(1- yD)18=42.31 kg/kmolMVF= yF46+(1- yF)18=26.50 kg/kmolMVW= yW46+(1- yW)18=18.09 kg/kmolMV1=( MVD+ MVF)/2=(42.31+26.50)/2=34.40 kg/kmolMV2=( MVW+ MVF)/2=(18.09+26.50)/2=22.29 kg/kmol由公式V=T0PM/22.4TP0 ，常压P=P0VF=273.1526.50/22.4(273.15+93.06)=0.88VD=273.1542.31/22.4(273.15+78.21)=1.47VW=2

23、73.1518.09/22.4(273.15+99.91)=0.59V1=(VF+VD)/2=（0.88+1.47）/2=1.175V2=(VW+VF)/2=(0.59+0.88)/2=0.735(3).混合物的粘度精馏段平均温度:t1=85.63，查表得：W1=0.325 mPaS ，C1=0.392 mPaS提馏段平均温度:t2=96.48, 查表得：W2=0.271 mPaS , C2=0.312 mPaS精馏段粘度：1=C1x1+W1(1-x1)=0.3920.4876+0.325(1-0.4876)=0.3577 mPaS提馏段粘度： 2=C2x2+W2(1- x2)=0.3120.

24、0579+0.271(1-0.0579) =0.2734(4).相对挥发度 因=(yA/yB)/(xA/xB) 由xF=0.1154, yF=0.3036 得 F=(yF/xF)/(1-yF)/(1-xF)=(0.3036/0.1154)/(1-0.3036)/(1-0.1154) =3.34 由xD=0.8598，yD=0.8682 得 D=(yD/xD)/(1-yD)/(1-xD)=(0.8682/0.8598)/(1-0.8682)/(1-0.8598) =1.07 由xW=0.00039, yW=0.0034 得 W=(yW/xW)/(1-yW)/(1-xW)=(0.0034/0.00

25、039)/(1-0.0034)/(1-0.00039) =8.74 精馏段的相对挥发度：1=（F+D）/2=(3.34+1.07)/2=2.21提馏段的相对挥发度：2=（F+W）/2=(3.34+8.77)/2=6.06(5).气液相体积流量计算根据x-y图查图计算得，Rmin=1.148 取R=1.5 Rmin=1.722精馏段 L=RD=1.72252.52=70.44 kmol/h V=(R+1)D=(1.722+1)52.52=142.96 kmol/h 已知：ML1=31.15 kg/kmol，MV1=34.40 kg/kmol L1=816.36/m3，V1=1.175/m3 则

26、质量流量：L1= ML1L=31.1570.44=2194.2 kg/h V1= MV1V=34.4142.96=4917.8 kg/h 体积流量：LS1=L1/L1=2194.2/816.36=2.69 m3/h VS1=V1/V1=4917.8/1.175=4185.3 m3/h提馏段 Ll=L+F=70.44+392.51=462.95 kmol/h Vl=V=142.96 kmol/h 已知：ML2=19.62 kg/kmol，MV2=22.29 kg/kmol L2=927.33/m3 , V2=0.735/m3 则 质量流量：L2= ML2 Ll=19.62462.95=9083.

27、1 kg/h V2= MV2 Vl=22.29142.96=3186.6 kg/h 体积流量：LS2=L2/L2=9083.1/927.33=9.79 m3/h VS2=V2/V2=3186.6/0.735=4335.5 m3/h(6)混合液体表面张力 二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算 M1/4=SWW1/4+SOO1/4注：W=xWVw/( xWVw+ xOVO), O=xOVO/(xWVw+xOVO) SW= xSWVw/VS SO= xSOVO/VSB=lg(Wq/O), Q=0.441(q/T)(OV2/3/q-WVW2/3)A=B+Q, A=lg(SW2/SO), SW+S

28、O=1式中，下脚标w,o,s分别代表水，有机物及表面部分，xW 、xO指主体部分的分子数；VW 、VO指主体部分的分子体积；W 、O为纯水、有机物的表面张力。对乙醇q=2 VCD=mC/CD=46/733.43=62.72 ml VCW=mC/CW=46/716.07=64.24 ml VCD=mC/CF=46/721.55=63.75 mlVWF=mW/WF=18/962.41=18.70 mlVWD=mW/WD=18/973.44=18.49 mlVWW=mW/WW=18/966.72=18.62 ml由不同温度下乙醇和水的表面张力 表3.3 温度/乙醇的表面张力C(10-3Nm-1)水表

29、面张力W(10-3Nm-1)708090100 18 17.15 16.2 15.2 64.3 62.6 60.7 58.8求得在tD, tW, tF下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1） 由公式：(T1-T2)/(T1-tF)/( 1-2)/( 1-CF)计算得： 乙醇的表面张力： （90-80）/（90-93.06）=（16.2-17.15）/（16.2-CF）, CF=14.37 (80-70)/(80-78.21)=(17.15-18)/(17.15-CD) , CD=17.30 (100-90)/(100-99.91)=(15.2-16.2)/(15.2-CW), CW=1

30、5.21水的表面张力： (90-80)/(100-93.06）=（60.7-62.6）/（58.8-WF）, WF=60.12 (80-70)/(80-78.21)=(62.6-64.3)/(62.6-WD) , WD=62.90 (100-90)/(100-99.91)=(58.8-60.7)/(58.8-WW), WD=58.82塔顶表面张力： WDq/CD=WD2/CD=xwVWD/(xwVWD+ xDVCD)/ xDVCD/(xwVWD+ xDVCD) = (1-xD)VWD2/ xDVCD(1-xD)VWD+ xDVCD =(1-0.8598) 18.492/0.859862.72(

31、1-0.8598)18.49+0.859862.72 =0.0022 B=lg(WD2/CD)=lg0.0022=-2.6576 Q=0.4412/(273.15+78.21)17.3062.722/3/2-62.9018.492/3 =-0.4185 A=B+Q=-2.6576-0.4185=-3.0761联立方程组 A=lg(SWD2/SCD), SWD+SCD=1 带入求得 SWD=0.0285 SCD=0.9715D1/4=SWDWD1/4+SCDCD1/4 =0.028562.901/4+0.971517.301/4=2.062 故D=18.08原料表面张力：WFq/CF=WF2/C

32、F=xwVWF/(xwVWF+ xFVCF)/ xFVCF/(xwVWF+ xFVCF) =(1-xF)VWF2/ xFVCF(1-xF)VWF+ xFVCF =(1-0.1154) 18.702/0.115463.75(1-0.1154)18.70+0.115463.75 =1.556 B=lg(WF2/CF)=lg1.556=0.1921 Q=0.4412/(273.15+93.06)14.3763.752/3/2-62.1218.702/3 =-0.7440 A=B+Q=0.1921-0.7440=-0.5519联立方程组 A=lg(SWF2/SCF), SWF+SCF=1 带入求得 S

33、WF=0.6883 SCF=0.3117F1/4=SWFWF1/4+SCFCF1/4 =0.688360.121/4+0.311714.371/4=2.5235 故F=40.55塔底表面张力：WWq/CW=WW2/CW=xwVWW/(xwVWW+ xWVCW)/ xWVCW/(xwVWW+ xWVCW) =(1-xW)VWW2/ xWVCW(1-xW)VWF+ xWVCW =(1-0.00039) 18.622/0.0003964.24(1-0.00039)18.62+0.0003964.24 =741.91B=lg(WW2/CW)=lg741.91=2.87 Q=0.4412/(273.15

34、+99.91)15.2164.242/3/2-58.8218.622/3 =-0.6885 A=B+Q=2.87-0.6885= 2.1815联立方程组 A=lg(SWW2/SCW), SWW+SCW=1 带入求得 SWW=0.9935 SCW=0.0065W1/4=SWWWW1/4+SCWCW1/4 =0.993558.821/4+0.006515.211/4=2.764 故W=56.36精馏段的平均表面张力为： 1=(F+D)/2=(40.55+18.08)/2=29.315提馏段的平均表面张力为： 2=(F+W)/2=(40.55+56.36)/2=48.455 3.2 精馏塔的工艺计算

35、3.2.1全塔的物料衡算1.物料示意图： 精馏塔塔顶产物D塔釜产物W进料F 2.物料衡算 F: 进料量 （Kmol/h） xF:原料组成（摩尔分数，下同） D:塔顶产品流量（Kmol/h） xD:塔顶组成 W:塔底产品流量（Kmol/h） xw:塔底组成 原料乙醇组成：xF=（25/46）/（25/46+75/18）=11.54% 塔顶组成： xD=（94/46）/（94/46+6/18） =85.98%塔底组成： xw=（0.1/46）/（0.1/46+99.9/18）=0.039%进料量： F=200吨/日=（200103）0.25/46+（1-0.25）/18/24 =392.51 Km

36、ol/h物料衡算式为: F=D+W FxF=DxD+Wxw联立求解：D=52.52 Kmol/h W=339.99 Kmol/h3.2.2塔板数的确定1. 理论板层数NT的求取乙醇水属于理想物系，可采用图解法求理论板层数。（1）.由其气液平衡数据，绘出X-Y图 q=1 泡点进料，故q线过xf与X轴垂直，与平衡线的交点纵坐标即为xq=xF 由图得 xq=0.1154 yq=0.4620 (2).求最小回流比最小回流比:Rmin=(xD/ yq)/( yq- xq)=(0.8598-0.4620)/(0.4620-0.1154)=1.148 操作回流比：R=1.5 Rmin=1.722 (3).求

37、操作线方程 精馏段操作线方程为： yn+1= xNR/(R+1)+ xD/(R+1)=0.633xN+0.316 提馏段操作线方程为： yn+1= xn(RD+F)/(R+1)D-xw（F-D）/(R+1)D (因q=1) = xN（R+F/D）/(R+1)- xw(F/D-1)/(R+1) 式中F/D=( xD- xw)/( xf-xw)=(0.8598-0.00039)/(0.1154-0.00039)=7.472 代入上式得: yn+1=0.378 xn-0.002(4).用图解法求取塔板层数NT(理论板) 根据常压下得乙醇水的X-Y图，又因为泡点进料，所以q=1，即q为一直线。本平衡具

38、有下凹部分，操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）起，在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.00039为止，由此得到理论板NT=23（包括再沸器），加料板为第20块理论板。 2.实际板层数的求取 板效率可用奥康奈尔公式ET=0.49()-0.245计算 其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas (1).精馏段： 已知 =2.21 l1=0.3577 mPas 所以 ET=0.49(2.210.3577)-0.245=0.519 NP精=NT/ET=19/0.

39、519=36块 (2).提馏段 已知1=6.06 l2=0.2734 mPas 所以 ET1=0.49(6.060.2743)-0.245=0.433 NP提= NT1/ET1=（4-1）/0.433=7 全塔所需实际塔板数： NP= NP精+ NP提+1=36+7+1=44块 全塔效率：ET=（NT/NP）100%=(25-1)/44=50% 加料板位置在第37块3.2.3精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算 精馏段的气液相体积流率为Vs=4185.3 m3/hLs=2.69 m3/h 由umax=C(L-V)/V1/2,式中C由C=C20(L/20)0.2计算得到，C20由史密斯关联图查

40、取，图的横坐标为 (Lh/ Vh)(L/V)1/2=(2.69/4185.3)(816.36/1.175)1/2=0.0169 取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m(板间距可自选，板上液层高度常压下一般选0.050.06m),则 HT-hL=0.40-0.06=0.34m查图得 C20=0.072,则 C=C20(L/20)0.2=0.072(29.315/20)0.2=0.078 umax=0.078(816.36-1.175)/1.1751/2=2.05 m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7umax=0.72.05=1.435 m/s 塔径D=(4Vs/u

41、)1/2=(44185.33600)/(1.435)1/21m (单位：um/s, Vsm3/s,Cm/s) 横截面积：AT=D2/4=(1.0)24=0.785 m2实际空塔气速为： u=Vs/AT=(4185.3/3600)/0.785=1.481 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为： Z精=（N精-1）HT=(36-1)0.4=14 m提馏段有效高度为： Z提=（N提-1）HT=(7-1)0.4=2.4 m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度为Z= Z精+ Z提+0.8=14+2.4+0.8=17.2 m3.2.4 塔板主要尺寸的工艺计算 1.溢流装置计算 因塔径D=1.0 m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1) 堰长取lw=0.66D=0.661.0=0.66m(2) 溢流堰