1、北京理工大學珠海學院課程設計任務書 2011 2012學年第一學期學生姓名： 謝威寧 專業班級： 09化工1班 指導教師： 李青云 工作部門： 化工與材料學院 一、 課程設計題目 乙醇和正丙醇物系分離系統的設計二、課程設計內容（含技術指標）1.設計條件生產能力：25000噸/年（每年按300天生產日計算）原料狀態：苯含量40%（wt%）；溫度：25；壓力：100kPa；泡點進料；分離要求：塔頂餾出液中苯含量99%（wt%）；塔釜苯含量2%（wt%）操作壓力：100kPa其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.9Rm2.具體設計內容和要求（1）設計工藝方案的選定（2）精餾塔的工藝計

2、算（3）塔板和塔體的設計（4）水力學驗算（5）塔頂全凝器的設計選型（6）塔釜再沸器的設計選型（7）進料泵的選取（8）繪制流程圖（9）編寫設計說明書（10）答辯三、進度安排時間設計安排10.2610.28設計動員，下達任務書，查閱資料，擬定設計方案，方案論證，物性數據計算10.2811.11工藝計算（物料衡算、確定回流比、計算理論板層數、實際板層數、實際進料板位置）11.1111.18塔結構設計（物性數據的計算、塔徑計算、塔結構尺寸的計算、水力學性能校驗、負荷性能圖及塔高的計算）11.1811.25熱量衡算；附屬設備的選型和計算11.25-12.02繪制帶控制點的工藝流程圖（CAD圖）12.02

3、12.09繪制帶控制點的工藝流程圖，（借圖板和丁字尺，手工繪制圖）12.0912.16編寫設計說明書，答辯要求2012.01.03將說明書及圖紙裝訂并提交2012.1.41.5答辯四、基本要求序號設計內容要求1設計工藝方案的選定精餾方式及設備選型等方案的選定和論證（包括考慮經濟性；工藝要求等）繪制簡單流程圖2精餾塔的工藝計算物料衡算，熱量衡算，回流比、全塔效率、實際塔板數、實際進料位置等的確定3塔板和塔體的設計設計塔高、塔徑、溢流裝置及塔板布置等 4水力學驗算繪制塔板負荷性能圖5塔頂全凝器的設計選型計算冷凝器的傳熱面積和冷卻介質的用量6塔釜再沸器的設計選型計算再沸器的傳熱面積和加熱介質的用量7

4、進料泵的選取選取進料泵的型號8繪圖繪制帶控制點的流程圖（CAD和手工繪制）9編寫設計說明書目錄，設計任務書，設計計算結果，流程圖，參考資料等10答辯每班數不少于20人答辯 教研室主任簽名： 2011年10 月14 日摘 要 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發展起來的，它吸收了兩種塔板的優點。本設計對年處理量為二萬五千噸乙醇-正丙醇的浮閥連續精餾塔進行了設計。通過對浮閥精餾塔、換熱器的設計，使我更好地掌握化工原理的原理與方法。塔頂冷凝裝置采用全凝器，用以準確控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加熱，以提供足夠熱量。 通過插值法計算出塔內各部位的溫度、密度、表面張力、粘度、相對揮發度等各項物性數據

5、；通過逐板法計算出理論板數、板效率、實際板數、進料位置，在板式塔工藝中計算出塔徑、有效塔高、篩孔數并通過流體力學的驗算，符合各項指標，最后，確定了塔頂全凝器冷卻水的用量以及塔底再沸器中加熱蒸汽的用量，同時對輸送各股物流的管徑進行了設計；結果表明，本設計合理。關鍵詞：連續精餾；浮閥精餾塔；精餾塔設計；乙醇；正丙醇目 錄北京理工大學珠海學院課程設計任務書I摘 要III1 緒論12 設計方案說明22.1設計方案的確定22.2工藝流程圖33 塔板的工藝設計53.1精餾塔全塔物料衡算53.2常壓下乙醇-正丙醇氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系53.3理論塔板的計算123.4塔徑的初步設計143.5溢流裝置1

6、63.6板塔分布、浮閥數目與排列174 塔板的流體力學計算204.1氣相通過浮閥塔板的壓降204.2淹塔214.3霧沫夾帶224.4塔板負荷性能圖225 熱量衡算295.1熱量示意圖295.2熱量衡算296 塔附件設計346.1接管346.2筒體與封頭356.3裙座356.4人孔357 塔總體高度的設計367.1塔的頂部空間高度367.2塔的底部空間高度367.3塔總體高度368 附屬設備設計378.1冷凝器的選擇378.2再沸器的選擇37主要符號說明38附錄1 精餾段和提餾段的浮閥孔局部排布圖40附錄2 工藝流程圖41總 結42參考文獻43致 謝441 緒論 塔設備是化工、石油化工、生物化工

7、、制藥等生產過程中廣泛采用的傳質介質設備。根據塔內氣液接觸構件的結構形式，可分為板式塔和填料他兩大類。板式塔內置一定數量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質與傳熱。在正常操作下，液相為連續相；氣相為分散相，其組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質與傳熱。在正常操作下，氣相為連續相，液相為分散相，氣相組成呈連續變化，屬微分接觸逆流操作過程。本設計塔板采用板式塔中的浮閥塔板。浮閥塔板是在泡罩塔板和篩板塔的基礎上發展起來的，它吸收了兩種塔板的特點。其結構特點是在塔

8、板上開若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可根據氣流流量的大小而上下浮動，自行調節。浮閥塔板的優點是結構簡單、造價方便、造價低；塔板開孔率大，生產能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。其缺點是處理易結焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結；在操作過程中有時會發生閥片脫落或卡死等現象，使踏板效率和操作彈性下降。2 設計方案說明2.1設計方案的確定2.1.1裝置流程的確定 精餾過程按操作方式不同，分為連續精餾和間歇精餾兩種流程。連續蒸餾具有生產能力大，產品質量穩定等特點，適合原

9、料處理量大且需獲得組成一定的產品的混合物的分離，工業生產中以連續蒸餾為主。因此本設計中采用連續精餾。由于乙醇-正丙醇物系可以用循環水作冷卻介質，減少冷卻費用。有必要時可以考慮余熱的利用。譬如，用原料液作為塔頂產品冷卻器的冷卻介質，即可將原料預熱，又可節約冷卻介質。塔頂冷凝器采用全凝器，以便準確地控制回流比。2.1.2操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠實現分離要求，并能用江河水或循環水將餾出物冷凝下來的物系，都應采用常壓蒸餾。所以本設計中的操作壓力采用常壓。2.1.3進料熱狀況的選擇本設計采用泡點進料。采用接近泡點的液體

10、進料和飽和液體下進料，進料溫度就不受季節、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。且乙醇-正丙醇為一般物系，實用常用方式進料。2.1.4加熱方式的選擇由于在低濃度下輕組分的相對揮發度較大時，宜采用直接式加熱。其優點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節省操作費用，并省掉間接加熱設備。故本設計采用再沸器加熱塔釜料液。2.1.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設備費和操作費用之和最低。設計時應根據實際需要選定回流比，也可參考同類生產的經驗選定2.1.6換熱器的選擇本設計選用U型管換熱器，U型管換熱器的每根管子可以自有伸縮，而與其他管子跟殼體無關，結構簡便，質量輕

11、，使用與高溫高壓場合。2.2工藝流程圖2.2.1原料液的走向注：1：F為進料液物流，組成為xF； 2：D為塔頂餾出液物流，組成為xD； 3：W為塔底釜液物流，組成為xW；圖2-1精餾工藝流程圖2.2.2全凝器內物流的走向圖2-2 全凝器物流流程圖 2.2.3再沸器內物流的走向圖2-3再沸器物流流程圖3 塔板的工藝設計3.1精餾塔全塔物料衡算F:進料量（kmol/s） :原料組成（摩爾分數，下同）D：塔頂產品流量（kmol/s） :塔頂組成W:塔頂殘液流量（kmol/s） :塔底組成原料乙醇組成：塔頂組成：塔底組成：進料量：物料衡算式為： 聯立代入求解：D=0.008194kmol/s， W=0

12、.009836kmol/s3.2常壓下乙醇-正丙醇氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系表3-1 氣液平衡數據表溫度溫度97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.6088.320.2100.3580.3490.55080.5078.380.8841.00.9141.086.250.4610.6503.2.1溫度利用表1中數據差值法求 精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：表3-2 塔頂產品、塔底產品、進料液的摩爾組成及溫度匯總塔頂產品塔底產品進料液= 0.9923= 0.0259=

13、 0.4651=78.52=96.83=86.193.2.2密度已知：混合液密度： 混合氣密度：塔頂溫度：氣相組成 進料溫度：氣相組成 塔底溫度：氣相組成 （1） 精餾段液相組成 氣相組成 所以 （2） 提餾段液相組成 氣相組成 所以 表3-3不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度t,708090100110乙醇,754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇,759.6748.7737.5726.1714.2求得在（kg/） 所以 3.2.3混合液體表面張力表3-4不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力名稱6080100乙醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50求得

14、在下乙醇和正丙醇的表面張力（mN/m）（1） 精餾段的平均表面張力：（2） 提餾段的平均表面張力：3.2.4混合物的粘度表3-5不同溫度下乙醇和正丙醇的粘度名稱6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444（1) ：精餾段粘度： （2) 提餾段粘度： 3.2.5相對揮發度已知：溫度-飽和蒸汽壓關系式（安托因方程）：乙醇： 丙醇： 相對揮發度：表3-6不同溫度下的相對揮發度計算結果溫度/78.52102.1147.812.1480.00108.2450.932.1382.00117.0155.422.1184.00126.3760.222.1086.1913

15、7.3265.872.0888.00146.9670.862.0790.00158.2676.732.0692.00170.2883.002.0594.00183.0489.682.0496.83202.4499.882.03 （1) 精餾段的平均相對揮發度：（2) 提餾段的平均相對揮發度：（3） 全塔平均相對揮發度：3.3理論塔板的計算由于泡點進料，q=1，即q為一直線，且已知：精餾段操作線方程： 提段操作線方程： 氣液平衡方程：以下用逐板計算法確定精餾塔的理論板層數：（1）精餾段理論塔板數的計算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）： 相平衡 操作線 相平衡 操作線 計算到則第n-1塊板即

16、為進料板。（2）提餾段理論塔板數的計算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）： 相平衡 操作線 相平衡 操作線計算到則理論塔板數為N塊計算結果如下： 表3-7逐板法計算理論塔板數結果x編號x的值y編號y的值xD0.9923y10.9923x10.9841y20.9858x20.9709y30.9754x30.9502y40.9591x40.9185y50.9341x50.872y60.8975x60.808y70.8472x70.7272y80.7836x80.6352y90.7111x90.542y100.6378x100.4585y110.569x110.3883Y120.4809x120

17、.3081y130.3802x130.2277y140.2792x140.157y150.1905x150.1016y160.1209x160.06202y170.07124x170.03557y180.03804x180.001866由計算結果可知：進料板為第10塊板，精餾段塔板數為9，提餾段塔板數為8。理論板塊（包括再沸器）由公式：板效率(1) 精餾段(2) 提餾段全塔所需實際塔板數：全板效率：實際加料板位置是從塔頂到塔釜的第20塊板3.4塔徑的初步設計3.4.1氣液相體積流量計算(1) 精餾段 L=0.03032kmol/s V=(R+1)D=(3.70+1)0.008194=0.038

18、51kmol/s 質量流量： 體積流量： （2） 提餾段： 質量流量： 體積流量： 3.4.2精餾段橫坐標數值：取板間距，板上液層高度，則查圖可知, 圓整：，橫截面積：空塔氣速：3.4.3提餾段橫坐標數值：取板間距,板上液層高度，則查圖可知, 圓整：，橫截面積：空塔氣速：3.5溢流裝置3.5.1堰長取堰上液層高度：（1） 精餾段 （2） 提餾段 3.5.2弓形降液管的寬度和橫截面由,查圖得：則：驗算降液管內停留時間：精餾段：提餾段：停留時間，故降液管可使用3.5.3降液管底隙高度（1） 精餾段取降液管底隙的流速則（2） 提餾段取3.6板塔分布、浮閥數目與排列3.6.1塔板分布本設計塔徑D=1.

19、4m，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板3.6.2浮閥數目與排列（1） 精餾段取閥孔動能因子,則孔速為 每層塔板上浮閥數目為 取邊緣區寬度，破沫區寬度鼓泡區面積： 其中 所以， 則排間距： 塔徑較大，采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排,按，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數124個 按N=124核算閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在范圍內塔板開孔率= （2） 提餾段取閥孔動能因子,則孔速每層塔板上浮閥數目為t=75mm,估算排間距取，排得閥數124個 按N=124核算閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大，仍在范圍內 塔板開孔率=4 塔板的流體力學計算4.1氣相通過浮閥塔板的壓降1、 精

20、餾段（1） 干板阻力 因，故 （2） 板上充氣液層阻力取，則 （3） 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板相關的液柱高度為 2、 提餾段（1） 干板阻力 因，故 （2） 板上充氣液層阻力（3） 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板相關的液柱高度為 4.2淹塔為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清夜層高度,即4.2.1精餾段（1） 單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度（2） 液體通過壓降管的壓頭損失 （3） 板上層高度,則取，已選定 則可見，符合防止淹塔要求4.2.2提餾段（1） 單層氣體通過塔板的壓降相當的液柱高度（2） 液體通過

21、壓降管的壓頭損失 （3） 板上層高度，則取則可見，符合防止淹塔要求4.3霧沫夾帶4.3.1精餾段 板上液流經長度：板上液流面積：取物性數據K=1.0,泛點負荷系數 對于大塔，為避免過量物沫夾帶，泛點率應小于80%，計算滿足要求，故物沫夾帶能滿足（液/kg氣）的要求4.3.2提餾段取物性數據K=1.0,泛點負荷系數 由以上計算可知，符合要求。4.4塔板負荷性能圖4.4.1霧沫夾帶線 據此可作出精餾段、提餾段負荷性能圖中霧沫夾帶線a1、a2。按泛點率80%計算（1） 精餾段整理得：,即(2) 提餾段整理得：表4-1霧沫夾帶線取值精餾段提餾段LsVsLsVs0.00082.230.00082.170

22、.0121.920.0121.884.4.2液泛線 由此確定液泛線，忽略式中 而 (1) 精餾段整理得：（2） 提餾段整理得：據此可畫出精餾段、提餾段的液泛線b1、b2表4-2液泛線取值精餾段提餾段LsVsLsVs0.00085.080.00084.900.0030.0060.0080.0124.844.514.043.070.0030.0060.0080.0124.674.404.183.804.4.3液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于35s液體在降液管內停留時間 以作為液體在降液管內停留時間的下限，則 據此可畫出液相負荷上限線c4.4.4漏夜線對于型重閥，依作為規定氣體

23、最小負荷的標準，則（1) 精餾段 （1) 提餾段 據此可畫出精餾段、提餾段的漏液線d1、d24.4.5液相負荷下限線取堰上液層高度m作為液相負荷下限線的條件，作出液相下限線，該直線為與氣相流量無關的豎線 取E=1.0,則據此可畫出液相負荷下限線e由以上15作出塔板負荷性能圖圖4-1 精餾段塔板負荷性能圖圖4-2 提餾段塔板負荷性能圖在負荷性能圖上，由固定液氣比，作出操作線由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。精餾段：精餾段：所以，精餾段操作彈性= 提餾段操作彈性=表4-3 浮閥塔設工藝設計計算結果序號項目數值（精餾段）數值（提餾段）1平均溫度tm，82.3691.512氣相流

24、量Vs，m3/s1.1181.1533液相流量LS，m3/s0.002040.003724實際塔板數N985塔徑D，m1.41.46板間距HT，m0.40.47溢流形式單溢流單溢流8降液管形式弓形弓形9堰長lW，m0.980.9810堰高hW，m0.0590.05411板上液層高度hL，m0.070.0712堰上液層高度hOW，m0.0110.01613降液管底隙高度h0，m0.02310.042214安定區寬度WS，m0.070.0715邊緣區寬度WC，m0.0450.04516閥孔直徑d，m0.00390.003917實際閥孔數目n12412418孔中心距t，m0.0750.07519開孔

25、率，%9.679.6320空塔氣速，m/s0.730.7521臨界閥孔氣速，m/s7.937.5222單板壓降，Pa689.59704.023負荷上限液沫夾帶控制液泛控制24負荷下限漏液控制漏液控制25氣相負荷上限，m3/s0.0120.01226氣相負荷下限，m3/s0.00080.000827操作彈性浮閥動能因子閥孔氣速，m/s3.73118.517.7098.1128295 熱量衡算5.1熱量示意圖 QFQCQDQLQWQB圖5-1 熱量示意圖熱量衡算式：式中，進料帶入系統的熱量； 加熱蒸汽帶入系統的熱量； 餾出液帶出系統的熱量； 釜殘液帶出系統的熱量； 冷卻水帶出系統的熱量； 熱損失。

26、5.2熱量衡算5.2.1冷凝器的熱負荷： 式中 -塔頂上升蒸汽的焓 -塔頂溜出液的焓其中 式中 -乙醇的蒸發潛熱 -正丙醇的蒸發潛熱蒸發潛熱的計算： 表5-1 乙醇-正丙醇物性數據表 蒸發潛熱沸點/K乙醇516.2840.91351.5正丙醇536.7694.89370.478.52時，乙醇： 蒸發潛熱：同理，正丙醇： 蒸發潛熱：塔頂產品質量流量： 5.2.2冷卻水消耗量 式中，-冷卻水消耗量，kg/s -冷卻介質在平均溫度下的比熱容， -冷卻介質在冷凝器進出口出的溫度,取所以，查得水在35時的比熱容為： 所以，5.2.3加熱器熱負荷及全塔熱量衡算由于溫度變化不大，采用平均溫度： 則：據： 查

27、手冊得，液態下：（乙醇） （正丙醇） 故乙醇比熱容為：正丙醇的比熱容為：以101.33kpa,tD78.52的乙醇和正丙醇的混合液體為熱量衡算的基準態，且忽略壓力的影響，則： QD = 0由此可求得進料與釜殘液的熱量分別為:由于塔釜熱損失為5%，則 代入熱量衡算式計算： 81115.75+0.95=1490.863600+113870.47解得：=5.684kJ/h熱損失為：5.2.4加熱蒸汽的用量有設計條件可知，101.33kPa,100下飽和水蒸氣的汽化： 表5-2 熱量衡算表 項目數據項目數據17.859284200 568400081115.7502516.821490.866 塔附件

28、設計6.1接管6.1.1進料管本設計采用直管進料管。管徑計算如下： 取查標準系列選取6.1.2回流管 由于塔頂冷凝器安裝在塔頂平臺，回流液靠重力自留入塔內，取 本設計取查標準系列選取6.1.3塔底出料管一般可采用塔底出料管的流速m/s，本設計m/s。查標準系列選取6.1.4塔頂蒸氣出料管操作壓力為常壓，蒸汽管中常用流速為，取查標準系列選取6.1.5塔底進氣管采用直管，取氣速u=23m/s，則查標準系列選取6.2筒體與封頭6.2.1筒體壁厚選5mm6.2.2封頭本設計采用標準橢圓封頭，由公稱直徑D=1400mm，查得曲面高度h=350mm,直邊高度，內表面積6.3裙座圓筒形群式支座制作方便，經濟

29、合理，在塔設備是支撐中廣泛采用。為制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑800mm，故裙座壁厚取16mm。基礎內環：基礎外環：圓整：，；考慮到腐蝕余量，基礎環厚度取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m。6.4人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，一般每隔1020塊塔板設置一個人孔。本塔板共36塊塔板，需設置3個人孔，每個人孔直徑450mm，在設置人孔處，板間距600mm，裙座上應開2個人孔，直徑450mm。7 塔總體高度的設計7.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一層的距離為600mm，塔頂部空間高度1

30、200mm7.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min7.3塔總體高度8 附屬設備設計8.1冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數一般范圍為本設計取K=700出料液溫度：78.52(飽和氣）（飽和液）冷卻水：逆流操作：傳熱面積：已知Q=1490.86kJ/s設備型號：G500I-16-408.2再沸器的選擇選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數取2926料液溫度：,水蒸氣溫度：120逆流操作:傳熱面積：已知 設備型號：G.GH800-6-70主要符號說明鼓泡區面積，； Af降液管截面積，m2； AT塔截面積，m2；Co流量系數

31、，無因次； do閥孔直徑，m/s ； D塔徑，m； eV液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) ； E液流收縮系數，無因次； ET總板效率，無因次；F0篩孔氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/2) ； g重力加速度，9.81 m/s2；hc與干板壓降相當的液柱高度，m液柱； h1與板上液層阻力相當的液柱高度，m液柱；ho 降液管的底隙高度，m； h與克服表面張力的壓降相當的液柱高度，m液柱； hd與液體過降壓管的壓降相當的液柱高度，m； hL 板上清液層高度，m； hOW堰上液層高度，m； hW出口堰高度，m； HT 板塔間距，m; H塔高度，m; K穩定系數，無因次；lw 堰長，m； Lh液體

32、體積流量 ，m3/h；LS液體體積流量 ，m3/s； n篩孔數目；NT理論塔板層數； P操作壓力，Pa;P 壓力降，Pa; Pp氣體通過每層塔板的壓降，Pa；r鼓泡區半徑，m； t閥孔的中心距，m；u空塔氣速，m/s; 液體通過降液管底隙的速度，m/s;氣體通過篩孔的速度，m/s; Vs氣體體積流量，m3/s；Wc 邊緣區寬度，m； Wd 弓形降液管寬度，m；WS 破沫區寬度，m； x 液相摩爾分數；y 氣相摩爾分數； 希臘字母；相對揮發度； 篩板厚度，m；密度，kg.m3； 充氣系數； 液體在降液管內停留時間，s； 黏度，mPa.s； 表面張力； 開孔率或孔流系數，無因次；下標max最大的； min最小的；L液相； V 氣相；附錄1 精餾段和提餾段的浮閥孔局部排布圖附錄2 工藝流程圖總 結這次課程設計歷經兩個多月，我經過多番努力終于完成，雖然過程較為艱辛，但卻學到了很多東西，不僅對化工原理這門課程有了全新的了解，并能更好地掌握書中的知識，使我受益匪淺，而且也鍛煉了我的自己的設計及操作能力。重要的是，此過程中我自己的搜鎖能力、查閱資料的能力。 一開始做設計時，我還是有點茫然的，因為