正戊烷－正己烷混合液筛精馏塔设计方案

1 正戊烷正己烷混合液筛精馏塔设计 方案 1 设计方案的确定 述 化工生产常需要液体混合物的分离以达到提纯或分离有用组分的目的，精馏是根据液体混合物中各组分挥发度的不同并借助多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻组分分离的目的。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 工业上对塔设备的主要要求是生产能力大 ； 传热传质效率高 ； 气流的摩擦阻力小 ；操作稳定，适应性强，操作弹性大 ； 结构简单，材料耗用量少 ； 制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不堵塞，防腐蚀等。 计方案确定原则 总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 (3) 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具 有一定刚度和强度。 计方案内容 2 作压力 塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： (1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于 能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时 ，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 (2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 (3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。 本设计是分离正戊烷和正己烷的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。 热方式 塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用热蒸汽间接加热。 料状态 进料状态有 5 种，可用进料状态参数 q 值来 表示。进料为过冷液体： q 1；饱和液体（泡点）： q 1；气、液混合物： 0 q 1；饱和蒸气（露点）： q 0；过热蒸气： q 0。 q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量 D 和进料量 F 的比值 D/F 有关；对于低温精馏，不论 D/F 值如何，采用较高的 q 值为经济；对于高温精馏，当 D/F 值大时宜采用较小的 q 值，当 D/q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对 3 进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断： (1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温 度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数； (2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。 式塔的常用塔型及其选用 板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。 表 1 各类塔板类型比较 指标 浮阀塔 筛板塔 泡罩塔 F 形浮阀 十字架形浮阀 条形浮阀 圆形泡罩 条形泡罩 S 形泡罩 液体和气体负荷低高 4 5 4 5 4 5 4 2 2 3 1 3 3 3 操作弹性 5 5 5 3 4 3 4 压力降 2 3 3 3 0 0 0 雾沫夹带量 3 3 4 3 1 1 2 分离效率 5 5 4 4 4 3 4 单位设备体积的处理量 4 4 4 4 2 1 3 制造费用 3 3 4 4 2 1 3 材料消耗 4 4 4 4 2 2 3 安装与拆修 4 3 4 4 1 1 3 维修 3 3 3 3 2 1 3 污垢物料对操作的影响 2 3 2 1 1 0 0 注： 0 不好； 1 尚好； 2 合适； 3 较满意； 4 很好； 5 最好 流比 影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量 D 一定时， V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却 4 水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。 适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面 3 种方法之一来确定回流比。 (1) 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定； (2) 先求出最小回流比 据经验取操作回流比为最小回流比的 倍，即 R（ ） (3) 在一定的范围内，选 5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当 R= ，塔板数为 ； R ，塔板数从无限多减至有限数； R 继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际 回流比还应视具体情况选定。 能利用 精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约 5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。 2 精馏塔的工艺设计计算 计任务和条件 计任务 生产能力（进料量） 80000 吨 /年 操作周期 7200 小时 /年 进料组成 40%（正戊烷质量分率） 塔顶产品组成 正戊烷质量分率） 塔底产品组成 98%（正己烷质量分率） 作条件 料液初温 20 5 操作压力 塔顶 4 压） 单板压降 冷却水温度 20 饱和水蒸汽压力 压 ) 设备型式 筛板 (浮阀 )塔 厂址 珠海（压力： 1 艺计算 馏塔的物料衡算 （ 1） 原料液及塔底 塔顶产品的摩尔分数 正戊烷的摩尔质量 正己烷的摩尔质量 86 kg/原料组成： 0 . 44 3 3=0 . 6/ 8 6+0 . 4/ 7 20 . 4/ 7 2=X =0. 987 4=0. 15/ 86+0. 985 / 720. 985 / 72塔底组成： = . 0 2 3 8=0 . 9 8 / 8 6+0 . 0 2 / 7 20 . 0 2 / 7 2（ 2） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量 顶液平均摩尔质量 kg/底液平均摩尔质量 kg/ 3） 物料衡算 进料量： F k m o l/ h 1 3 8 6 6=7 9 3 87 2 0 0 108 0 0 0 03 物料衡算式： W+XD=Xh/k m o 1 7=D h/k m o . 4 8 4 9=W 板数的确定 论层数 确定 正戊烷 采用图解法求理论板层数 （ 1）由正戊烷 ，如下 : 6 表 2 各组分的饱和蒸汽压与温度的关系（温度 T/ ） 温度 正戊烷 正己烷 总压 x y 35 101330 0 101330 2 101330 4 101330 6 101330 8 101330 0 101330 2 101330 4 101330 6 101330 8 101330 0 101330 最小回流比的计算 (1)液化比的计算 操作条件下正己烷汽化热为 戊烷的汽化热为 72+86=表可查的组成为 正戊烷正己烷混合液泡点为 50 摄氏度，可得平均温度 T=（ 20+50） /2=35 查表得平均温度下正戊烷正己烷混合液比热容为 kg c)可得液化比 q=(t+得操作线斜率 q/(7 图 1 q 线与气液平衡关系图 由图可得 q=最小回流比为 ） =（ （ 得 操作回流比为最小回流比的 。可得操作回流比 R=2)求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=8(h) V=(R+1)D=()h） L=L + F=8=h) V= V=h） 作线方程 精馏段操作线方程为 0 . 3 8+0 . 6 2 X n=1+1+R R=y m =y= 解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图 2 所示 。 8 图 2 图解法求理论塔板数 精馏段理论板层数 =5 层 提馏段理论层数 =8 层 际板数的计算 由表根据内插法可得 进料板温度 顶温度 底温度 得塔顶与塔底平均温度 T = 3 正戊烷正己烷粘度与温度关系 T() 正戊烷粘度（ 正己烷粘度（ 40 0 （ =（ = =+(1-)= =效率 =对挥发度根据气液平衡方程 y= ,过点（ ）可得 =代入 =得。 精馏段塔板数 N= 9 馏段塔板数 N= 3 工艺条件及有关物性的计算 作压力 塔顶操作压力 PD=p 当地 +p 表 =层塔板压降 p=料板压降 2=塔底压降 1=馏段平均压降 2=馏段平均压降 2=作 温度 根据内插关系可得 塔顶温度： 塔釜温度： 料板温度： 馏段平均温度： T=馏段平均温度： T=均摩尔质量 顶汽液混合物平均摩尔质 由 xD=相平衡方程 x=y/( -( -1)y）得 =2+6=kg/ =2+6=kg/ 料板汽、液混合物平均摩尔质量 相平衡方程 x=y/( -( -1)y）得 2+6=kg/ =2+6=kg/ 底汽液混合物平均摩尔质量 =2+6=kg/ =2+6=kg/ 馏段汽、液混合物平均摩尔质量 10 =（ （ kg/ =（ （ kg/ 馏段汽、液混合物 平均 摩尔质量 =（ （ kg/ =（ （ kg/ 均密度 表 4 各组分的液相密度与温度的关系 温度 正戊烷 ( 正己烷 ( 0 0 0 0 616 0 0 0 0 0 0 00 535 气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 精馏段： )m/ . 05=) 3 . 2 8 5( . 1 4 5 311提馏段： )m/ . 5 4=) 3+5 6 . 7 8(3 1 . 7 0 52 0 . 3 81= 相平均密度 液相平均密度按下式计算，即 a+a= 1 (a 为质量分数） 塔顶液相平均密度的计算由 D 根据内插关系可得 11 = =m/= =m/= =m/进料板液相平均密度的计算由 t F 根据内插关系可得 =)2774334.0=a A =m/ 塔釜液相平均密度 : 由 W 根据内插关系可得 m/精馏段液相平均密度 :=m/提馏段液相平均密度 :=m/相平均表面张力 液体平均表面张力依下式计算 x= 塔顶液相平均表面张力的计算：由 38.4=t D ，根据内插关系 = =) ) 进料板液相平均表面张力的计算由 F ，根据内插关系 = = 塔釜液相平均表面张力的计算：由 w ，根据内插关系 = 12 = ) 同理可得 精馏段液 相平均 表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 表 5 各组分的表面张力与温度的关系 温度（） 正戊烷 ） 正己烷 ） 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 00 均黏度 液相平均黏度按下式计算，即 塔顶液相平均黏度的计算 由 36.4=t D ，根据内插关系 =（ = s） =（ =s） 故 =+(1-)= =s 同理可得 进料板液相平均黏度 =s 塔釜液相平均黏度 =s 精馏段液相平均黏度 =s 13 提馏段液相平均黏度 =s 表 6 各组分的粘度与温度的关系 温度 ） 正戊烷（ s） 正己烷（ s） 40 0 0 0 0 0 00 精馏塔工艺尺寸计算 径的计算 精馏段的气 液相体积流率为 )s/m(1. 07=3. 053600 74 . 2558 . 51=3600 3s/m(88 . 23600 76. 145158 . 5=3600 3段的气、液相体积流率为 )s/m(1014=600 0 . 7 0 585 5 . 71=3600 3s/m(28. 93600 82. 7284155. 7=3600 34 图 3 史密斯关系图 C 由式子 C=（得出 精馏段 8 . 2()3600. 0 713600121（ 由图三查得 =馏段 . 9()36001. 143600121（ 由图三查得 = C =板间距为 板上液层高度为 L 则 H LT 精馏段 )s/m(0 . 9 7=3 . 0 53 . 0 55 8 8 . c=a x 取安全系数为 则 6 7 7.0=u m a s/m ) 提馏段 )s/m(0 . 7 2=3 . 0 53 . 0 56 2 8 . c=a x 15 取安全系数为 则 5 0 7.0=u m a x ( ) 塔径的计算 精馏段 4 1 5=1圆整 1 横截面积： 22T 8 7 8 空塔气速： )s/m(0 5=AV= 1提馏段 5 8=. 5 0 40=1圆整 横截面积： 222T 8 7 8 空塔气速： )s/m(0. 53=AV= 馏塔有效高度的计算 Z=( 故该塔有效高度为 流装置计算 塔径为 选取单溢流弓形降液管，采用凹型受液槽。 长 单溢流一般取堰长为 的塔经，故 精馏段 提留段 流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度由式 =E(计算可得 精馏段 =E(=E(=板上液层高度 故 =- 提留段 =E(=E(=板上液层高度 故 =- 形降液管的宽度 横截面 计算 16 图 4 和值与 关系 精馏段 由 2=,查图得 f , 3 d 验算液体在降液管内停留时间：精馏段： 1提馏段：由 图得 f , d 验算液体在降液管内停留时间：精馏段： 1停留时间 5s ，故降液管可使用 液管底隙高度 计算公式 0h 取降液管底隙的流速： s/=u 0 17 精馏段： . 3 51 . 1 25700.0=h0=139m 提馏段 =降液管底隙设计合理 选用凹形受液盘，深度 50 Wh 板布置及筛孔数目的计算 表 7 塔板的分块 塔经（ 800400800000数 3 4 5 6 由于塔经大于 1200 故塔板分为 4 块。 缘区宽度确定 因为塔经大于 1500取 =效区域 开孔面积的计算 对单溢流型塔板开孔面积 a ar c s i 02 222 其中 R=D/2- =x=D/2-(s)=-(c s 0+ 222 孔计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性 ,可选用 =3碳钢板 ,取筛孔直径 =5孔按正三角形排列 ,孔中心距一般为（ 则孔中心距为 : t= 筛孔数目 n= = =3622(个 ) 开孔率为 =18 气体通过阀孔的气速为 =s 5 筛板的流体力学验算 板压降 气相通过浮阀塔板的压降，根据 1计算 馏段 图 5 /与关系图 干板阻力： 精馏段 由 /=5/3=由图五可查的 = =馏段由 /=5/3=图五可查的 = =体通过液层的阻力计算 图 6 与关系图 19 =() 精馏段 =s) 查图得 = =()=馏段 = =s) 查图得 = =()=体表面张力的阻力计算 精馏段 液体表面张力的阻力 =m 提馏段 液体表面张力的阻力 =m 精馏段气体通过每层塔板的液柱高度为：1cp h+h+h=h=馏段气体通过每层塔板的压降为 g=馏段气体通过每层塔板的液柱高度 =馏段气体通过每层塔板的压降为 g=面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 沫夹带 =（ 精馏段 = =（ =（ =馏段 = =（ =（ =该设计合理 液 精馏段 对于筛板塔漏液点气速可由下式计算 20 =s 实际气速 =13.9 m/s 稳定系数为 ) 1 3 .9=u u=Km 故在本设计中无明显漏液。 提馏段 对于筛板塔漏液点气速可由下式计算 =s 实际气速 =13.9 m/s 稳定系数为 ) 1 3 .9=m 故在本设计中无明显漏液。 泛验算 为防止塔内发生液泛降液管内液层高度应服从 )h+H(，正戊烷正己烷属于一般物系取 = 精馏段 20hl L(1 5 3.0=h 1 21 2 )h+H( =103.0=h+h+h=H 故本设计中精馏段不会发生液泛。 提馏段 20hl L(1 5 3.0=h 1 21 2 )h+H( =131.0=h+h+h=H h+H( 故本设计中提馏段不会发生液泛。 6 塔板负荷性能图 液线 漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 21 精馏段 i h=4.4=u，入原式得 . 053588 . V 32i n,S 已算出 20 0 7 6=0 0 5=A，代入整理得 32Sm 6 13=V 在操作范围内任取几个值依上式得相应的值。 表 8 )s/m/(L 3s s/m/( 3表 8 可得漏液线 1 提馏段 i h=4.4=u，入原式得 20 已算出 20 0 7 6=0 0 5=A ，代入整理得 22 32Sm i n,S 6 13= 表 9 )s/m/(L 3s s/m/(V 3s 表 9 可得漏液线 1 沫夹带 当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制 / 精馏段 hH u( 107.5=e 由 a 8 AV=u )l 1084.2+h+h(5.2=h 32近似取 ， =1213600( 取雾沫夹带极限值 气/液1.0 ，已知 m/101. 111 3 N ， T ，代入原式得： 3 0(101 110整理得 3212 . 762. 55=取几个 ，依上式计算出 ， 表 10 )s/m/(L 3s 23 )s/m/(V 3s 表 10 可得液沫夹带线 2 提馏段 hH u( 107.5=e 由 a 8 A V=u 323 )3600( ， =121 32323 1213600( 取雾沫夹带极限值 干气液 已知 m/ N ， T ，代入原式得： 0(106 7110整理得 321 1 7 9=取几个上式计算出表 11 )s/m/(L 3s s/m/(V 3s 表 11 可得液沫夹带线 2 相负荷下限线 液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度 m 作为最小液体负荷标准 . 32m )3600(l 24 取 E=1，则 32)L 整理上式得 s/ 34m 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 相负荷上限线 该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。 以 =4s 作为液体在浆液管中停留时间的下限 s/ 3a x, 泛线 若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。 令d T wd p L d p c l l L L w o wT w o w c ( H + h )H = h + h + h , h = h + h + h , h = h , h = h + + ( - - 1 ) h = ( + 1 ) h + h + h + h忽略将与的关系式代入上式并整理得 a=馏段 式中 a=()=+()=C=d=(=(=理的 =操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值， 表 12 25 )s/m/( 3s/m/( 3.表 12 可得液泛线 2 提馏段 式中 a=()=+()=306 d=(=(=02 整理的 =操作范围内，任取几个值，依上式计算出值， 表 13 )s/m/( 3s/m/( 3表 13 可得液泛线 2 图 7 精馏段负荷性能图 在负荷性能图上，做出操作点 A 链接 做出操作线，由图可知该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查的， =26 故操作弹性为 = 8 提馏段负荷性能图 负荷性能图上，做出操作点 A 链接 做出操作线，由图可知该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得 = =操作弹性为 = 塔附件设计 管 进料管 设计采用直管进料，管径的计算如下： 取 =s，得 =据工艺标准，将其圆整到 D=取规格的热轧无缝钢管 体与封头 体 用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于内径。当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作。此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式： 27 =+中 计算压力 ， 据设计压力确定 ： 塔径 ； 焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数； 设计温度下材料的许用应力， 钢板厚度有关。 由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量得到设计厚度 d 故 壁厚为 6用材质。 头 本设计采用椭圆形封头，公称直径 600的曲面高度 ,直边高度 ,选用封头孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔 6塔板设 1 个人孔，本设计的精馏塔共设 31 块塔板，需设 4 个人孔，每个人孔直径为 800设置人孔处，板间距为 850孔伸入塔内部应与塔内壁修平。 座 塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径 800座厚取 16 基础环内径 基础环外径 圆 整 =1800虑到腐蚀余量取 18坐高度取 3m，地角螺栓直径取 釜料液排出管管径 u=s, 据工艺标准，将其圆整到 D=m。选取 764 规格的热轧无缝钢管。 流管管径 取 u=s, m 根据工艺标准，将其圆整到 D=选取规格 573 的热轧无缝钢管。 顶蒸汽出料管 28 直管出气，取出口气速 20m/s 表取 14底进气管 直管出气，取出口气速 20m/s 表取 14兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法兰。 根据进料管选取进料管接管法兰： 据回流管选取回流管管接管法兰： 根据塔釜出料管选取塔釜出料管接管法兰： 据塔顶蒸汽管选取塔顶蒸汽管接管法兰： 据 塔釜进气管选取塔釜进气管接管法兰 ： 设计一览表 表 13 筛板塔的计算结果 汇总 序号 项目 符号 单位 计算结果 精馏段 提馏段 1 平均温度 T 平均压力 p 平均流量 气相 V 液相 L 实际塔板数 N 块 12 19 序号 项目 符号 单位 计算结果 6 塔的有效高度 H m 提馏段 馏段 塔径 D m 29 8 板间距 Ht m 降液管形式 - - 单流型弓形 10 空塔气速 u m/s 1 溢流装置 溢流管形式 - - 弓形 12 溢流堰长度 m 3 溢流堰高度 m 4 板上液层高度 m 5 堰上液层高度 m 6 安定