化工課程設(shè)計苯氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計.doc

成績 課程設(shè)計說明書題 目：苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計 課程名稱： 化工原理課程設(shè)計 學(xué) 院： 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院 學(xué)生姓名： 袁 海 梅 學(xué) 號： 201105010023 專業(yè)班級： 化學(xué)工程與工藝一班 指導(dǎo)教師： 路 有 昌 2013年 11月22日課 程 設(shè) 計 任 務(wù) 書設(shè)計題目苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計學(xué)生姓名袁海梅所在學(xué)院化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院專業(yè)、年級、班化學(xué)工程與工藝11-1設(shè)計要求：1.處理能力;產(chǎn)純度為99.8%的氯苯4 2.設(shè)備形式：板式精餾塔 3.塔頂壓強4kPa（表壓）； 4.進料熱狀況，自選； 5.回流比，自選； 6.塔釜加熱蒸汽壓力506kPa（表壓）； 7.單板壓降不大于0.7kPa學(xué)生應(yīng)完成的任務(wù)：通過一系列的工藝計算來確定設(shè)備主體的設(shè)計尺寸 附加詳細的計算過程 設(shè)計流程簡圖 設(shè)備大圖工作計劃：先仔細的計算出設(shè)計的各項數(shù)據(jù) 參考各項數(shù)據(jù)畫大圖任務(wù)下達日期： 2013 年 11 月 18 日任務(wù)下達日期： 年 月 日 指導(dǎo)教師（簽名）： 學(xué)生（簽名）： 苯-氯苯板式精餾塔工藝設(shè)計摘要：精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(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)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。關(guān)鍵字：苯、氯苯、連續(xù)精餾、板式精餾塔目錄 目 錄1.設(shè)計背景62.設(shè)計方案63.方案實施73.1.精餾塔物料衡算73.2.塔板數(shù)確定8 3.2.1理論塔板數(shù)的求取8 3.2.2實際塔板數(shù)的求取93.3精餾塔有關(guān)物性條件的計算103.3.1 操作壓力的計算103.3.2 操作溫度的計算103.3.3 平均摩爾質(zhì)量的計算113.3.4 平均密度的計算123.3.5 液相平均表面張力的計算133.3.6 液相平均粘度的計算143.4汽液負荷計算153.5塔體工藝尺寸計算153.5.1 塔徑的計算153.5.2 塔高的計算 163.6塔板主要工藝尺寸計算173.6.1溢流裝置的計算173.6.2塔板布置的計算193.7篩板的流體力學(xué)驗算 203.7.1塔板壓降的驗算203.7.2液面落差的驗算223.7.3液沫夾帶的驗算223.7.4漏液的驗算233.7.5液泛的驗算233.8塔板負荷性能圖計算 243.8.1精餾段塔板性能圖24 3.8.2提餾段塔板性能圖294 附屬設(shè)備的計算及選型32 4.1接管直徑32 4.2符號說明34 4.3篩板設(shè)計計算結(jié)果表365. 結(jié)論收獲和致謝376. 參考文獻381、設(shè)計背景化工原理課程設(shè)計是綜合運用化工原理課程和有關(guān)先修課程（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯-氯苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的氯苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。2、 設(shè)計方案 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。3全塔的物料衡算3.1（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 （二）平均摩爾質(zhì)量kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：氯苯的產(chǎn)量是4t/h,總物料衡算： FDW氯苯物料衡算0.35F0.02D0.998WF11854.5kg/h F11854.5/87.49135.495kmol/hD7854.5kg/h D7854.5/78.5999.943kmol/hW4000kg/h W4000/112.6135.556kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（MT法）求取，步驟如下：=7760/1481025/2051350/2931760/4002250/5432840/7192900/760=4.41 依據(jù)已經(jīng)算出的相對揮發(fā)度，假設(shè)一系列的x值，用平衡方程算出對應(yīng)的y值，見下表x00.0190.1270.2650.4420.6770.500.701y=4.41x/1+1+3.41x00.07110.37610.61340.78490.91290.820.911可在xy坐標(biāo)圖上繪制出平衡線與對角線 氯苯混合液的xy圖在圖上，因泡點進料，查得yg=0.9313，而，。故有：最小回流比Rmin=xD-ygyg-xg=0.269考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：R=2Rmin =0.538 精餾段操作線：提餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點的直線。 圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解圖解得-1=10塊（不含釜）。其中，精餾段塊，提餾段塊，第4塊為加料板位置。3.2.2實際塔板數(shù)1.全塔效率選用公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPas的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為0.5(80+131.8)=106（取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：，。2.實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊3.3塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：kPa加料板：kPa塔底：kPa精餾段平均壓降：kPa提餾段平均壓降：kPa（二）平均溫度依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法，計算出泡點溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：苯： 氯苯：塔頂溫度81.8加料板94塔底精餾段平均溫度提餾段平均溫度（三）平均分子量塔頂： ，（查相平衡圖） =80.1455kg/kmol加料板：，（查相平衡圖） kg/kmol kg/kmol塔底：， kg/kmol kg/kmol 精餾段：kg/kmol kg/kmol提餾段：kg/kmol kg/kmol（四）平均密度1.液相平均密度 表4-1 組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 :氯苯 :式中的t為溫度，塔頂:kg/m3 kg/m3 kg/m3進料板：kg/m3kg/m3 kg/m3塔底:kg/m3 kg/m3kg/m3精餾段：kg/m3提餾段：kg/m32.氣相平均密度精餾段：kg/m3提餾段：kg/m3（五）液體的平均表面張力附： 表4-2 組分的表面張力（mN/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：（為A、B組分的摩爾分率）計算得，塔頂：mN/m；mN/m（81.8）mN/m 進料板：mN/m；mN/m（94）mN/m塔底：mN/m ;mN/mmN/m 精餾段：mN/m提餾段：mN/m（六）液體的平均粘度溫度6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.274塔頂：mPas,mPas（81.8）mPas 進料板：mPas，mPas (94 )mPas 塔底：mPas ，mPas(136.1)mPas 精餾段：mPas 提餾段：mPas 3.5、汽液負荷計算 精餾段汽液負荷計算汽相摩爾流率V=(R+1)D=(0.583+1)99.943=153.71kmol/h汽相體積流量V=m/s汽相體積量 液相回流摩爾流率L=RD=0.53899.943=53.77m/h液相體積流量L=0.0014887m/s液相體積流量L=0.0014887m/s=5.359m/h提餾段汽液負荷計算汽相摩爾流率V=(R+1)D=(0.583+1)99.943=153.71kmol/h汽相體積流量V=m/s汽相體積流量V=1.2009m/s=4323.299液相回流摩爾流率L=RD+F=0.53899.943+135.495=189.264kmol/h液相體積流量L=0.00571m/s液相體積流量L=0.00571m/s=20.5446m/h 3.6、 主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算精餾段：（一）塔徑1.初選塔板間距H=400mm及板上液層高度，則：H-h=0.40-0.06=0.34m2. 按Smith法求取允許的空塔氣速0.0021478m/s查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C=0.69負荷因子C=C0.0690.069556 泛點氣速：0.695561.1917m/s3. 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.83424. 精餾段的塔徑D=1.3478m圓整取D=1400mm，此時的操作氣速u=0.0.7731m/s。5.精餾段有效高度的計算=（7-1）0.4=2.4m提餾段：1.初選塔板間距H=400mm及板上液層高度，則：H-h=0.40-0.06=0.34m2. 按Smith法求取允許的空塔氣速0.078858m/s查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C=0.07負荷因子C=C0.07=0.06824 泛點氣速：C0.068241.116m/s3.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.781213m/s4.提餾段的塔徑D=1.39938m圓整取D=1400mm，此時的操作氣速u=0.0.7805m/s。5. 提餾段的塔高Z=(Z-1)H=(13-1)0.4=4.8m在進料板上方開一人孔，其高度為600mm（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算1.溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。 （1）溢流堰長（出口堰長）L=0.6D=0.61.4=0.84m （2）出口堰高 對平直堰精餾段由及查化工原理課程設(shè)計圖5-5得.02，于是：（滿足要求）提餾段：由及查化工原理課程設(shè)計圖5-5得.08，于是：（滿足要求）（3）降液管的寬度和降液管的面積精餾段：由，查化原下P147圖11-16得，即：，。液體在降液管內(nèi)的停留時間（滿足要求）提餾段：由，查化原下P147圖11-16得，即：，。液體在降液管內(nèi)的停留時間（滿足要求）（4）降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：精餾段（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）提餾段：（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）2.塔板布置 （1）邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度：一般為5075mm，D 2m時，可達100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時mm；m時mm；本設(shè)計取mm，mm。 （2）開孔區(qū)面積式中：3.開孔數(shù)和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的開孔數(shù)（孔）每層塔板的開孔率（應(yīng)在515%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速精餾段提餾段3.7篩板的流體力學(xué)驗算1.塔板壓降 (1)由查圖5-10得=0.84精餾段：提餾段： (2)氣體通過液層的阻力由下式計算 精餾段： m/s 查表5-11，得=0.62.提餾段 m/s 查表5-11，得=0.6. （3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 由下式計算精餾段：氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為（滿足工藝要求）提餾段：氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為（滿足工藝要求）2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶精餾段：式中：=2.50.06=0.15提餾段：在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍中。4. 漏液精餾段：漏液點的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會產(chǎn)生過量液漏）提餾段：漏液點的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會產(chǎn)生過量液漏）5.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度苯氯苯物系屬于一般物系，取=0.5精餾段：而板上不設(shè)進口堰，則成立，故不會產(chǎn)生液泛。提餾段：而板上不設(shè)進口堰，則成立，故不會產(chǎn)生液泛。3.8.塔板負荷性能圖精餾段：1.霧沫夾帶線（1）以氣為限，求關(guān)系如下 （7-1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1） （7-2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-2）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-10.000060.00150.0030.00452.49792.29492.162.0466依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2） （7-4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-4）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-20.000060.00150.0030.00452.6132.4662.3392.2001依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負荷上限線（3）以 （7-5）4.漏液線（氣相負荷下限線）（4）漏液點氣速 整理得： （7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-6）算出對應(yīng)的值列于下表： 表7-30.000060.00150.0030.00450.7010.73970.76420.7841依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）5.液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度m，。 圖7-1精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 操作彈性：提餾段：1.霧沫夾帶線（1）以氣為限，求關(guān)系如下 （7-1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1） （7-2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-2）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-10.000060.00150.0030.00452.71422.51012.37442.2606依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2） （7-3） （7-4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-4）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-20.000060.00150.0030.00452.66082.56532.452.4433依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負荷上限線（3）以 （7-5）4.漏液線（氣相負荷下限線）（4）漏液點氣速 整理得： （7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-6）算出對應(yīng)的值列于下表： 表7-30.000060.00150.0030.00450.54660.57510.59340.6082依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）5.液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度m，。 在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 操作彈性：4附屬設(shè)備的計算及選型1.接管直徑 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： 式中：VS流體體積流量，m3/ s； u流體流速，m/ s； d管子直徑，m。(1)進料管本設(shè)計中采用直管進料，則體積流量 管內(nèi)流速則管徑選用的無縫鋼管，則實際流速(2)回流管.則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑選用的無縫鋼管，則回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管則蒸氣體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格的無縫鋼管，則塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管體積流量：取管內(nèi)流速則 可取回流管規(guī)格的無縫鋼管,則塔頂蒸汽接管實際流速 (5) 則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)流速 可取回流管規(guī)格的無縫鋼管,則塔頂蒸汽接管實際流速2、符號說明：a 填料的有效比表面積，/m3at填料的總比表面積，/m3aw填料的潤濕比表面積，/m3Aa塔板開孔區(qū)面積，m2Af降液管截面積，m2A0篩孔總面積，m2At塔截面積，m2c0流量系數(shù)，無因次C計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd 填料直徑，md0篩孔直徑，mD 塔徑，mDL液體擴散系數(shù)，m2/sDV氣體擴散系數(shù)，m2/sev液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E液流收縮系數(shù)，無因次ET總板效率，無因次F氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/2)F0篩孔氣相動能因子，g重力加速度，9.81m/s2h填料層分段高度，m HETP關(guān)聯(lián)式常數(shù)h1進口堰與降液管間的水平距離，mhc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱hd與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，mhf塔板上鼓泡層高度，mhl與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hL板上清液層高度，mhmax允許的最大填料層高度，mh0降液管的低隙高度，mhOW堰上液層高度，mhW出口堰高度，mhW進口堰高度，mh與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱H板式塔高度，m溶解系數(shù)，kmol/(m3kPa)HB塔底空間高度，mHd降液管內(nèi)清液層高度，mHD塔頂空間高度，mHF進料板處塔板間距，mHOG氣相總傳質(zhì)單元高度，mHP人孔處塔板間距，mHT塔板間距，mH1封頭高度，H2裙座高度，HETP等板高度，mkG氣膜吸收系數(shù)，kmol/（m2hkPa）kL液膜吸收系數(shù)，m/hK穩(wěn)定系數(shù)，無因次KG氣膜吸收系數(shù)kmol/（m2hkPa）lW堰長，mLh液體體積流量，m3/hLs液體體積流量，m3/hLw潤濕速率，m3/（mh）m相平衡常數(shù)，無因次n篩孔數(shù)目NOG氣相總傳質(zhì)單元數(shù)，NT理論板層數(shù)P操作壓力，PaP壓力降，PaPP氣體通過每層篩板的壓降，Par鼓泡區(qū)半徑，mu空塔氣速，m/suF泛點氣速，m/su0氣體通過篩孔的速度，m/su0，min漏液點氣速，m/su0液體通過降液管底隙的速度，m/sU液體噴淋密度，m3/（m2h）UL液體質(zhì)量通量，/（m2h）Umin最小液體噴淋密度，m3/（m2h）Uv氣體質(zhì)量通量，/（m2h）Vh氣體體積流量，m3/hVs氣體體積流量，m3/hwL液體質(zhì)量流量，/hwV氣體質(zhì)量流量，/hWc邊緣無效區(qū)寬度，mWd弓形降液管寬度，mx液相摩爾分?jǐn)?shù)X液相摩爾比y氣相摩爾分?jǐn)?shù)Y氣體摩爾比Z填料層高度 ，m充氣系數(shù)，無因次；篩板厚度，m空隙率，無因次液體在降液管內(nèi)停留時間，s粘度，Pas密度，kg/m3表面張力，N/m開孔率或孔流系數(shù)，無因次填料因子，l/m液體密度校正系數(shù)，無因次下標(biāo)max最大的min最小的L液相V氣相3.綜上，所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于下表： 篩板塔設(shè)計計算結(jié)果項 目符 號單 位計 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強PmkPa107.75114.75平均溫度tm87.9115.05平均流量氣相m3/s1.18951.2009液相m3/s0.0014890.0057實際塔板數(shù)塊713板間距m0.40.4塔段的有效高度Zm3.05.4塔徑Dm1.41.4空塔氣速um/s0.77310.7805塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長m0.841.84堰高m0.050.0342溢流堰寬度m0.1540.154底隙高度m0.022150.08036板上清液層高度m0.060.06孔徑mm55孔間距mm1515孔數(shù)n個55865586開孔面積A0m20.10940.1094篩孔氣速m/s10.87510.98塔