化工原理課程設計題目：甲醇-乙醇溶液分離的常壓浮閥精餾塔的設計設計者：學號：班級：指導老師目錄課程設計任務書……………………2緒論…………………3設計方案的確定及工藝流程的說明 5流程示意圖……………………5流程和方案的說明及論述……………………5流程的說明…………………5設計方案確定………………5精餾塔的工藝計算 7精餾塔的物料衡算……………7物料衡算……………………7相對揮發度的計算…………7塔板數的確定…………………7理論板數的計算……………7精餾塔實際塔板數的計算…………………8塔的工藝條件及物性數據計算………………8混合液平均摩爾質量計算…………………8平均密度計算………………8液體平均表面張力…………9提餾氣液相體積流量………9塔體工藝尺寸計算……………9精餾段塔徑計算……………9精餾塔高度計算……………11溢流裝置計算………………11塔板負荷性能…………………11浮閥計算及其排列…………11塔板流體性能校核……………12泡沫夾帶量校核……………12塔板阻力計算………………13降液管液面校對……………13液體在降液管內停留時間校核……………14嚴重漏液校核………………14塔板負荷性能圖……………152.7換熱器的計算…………………16原料預熱器…………………16塔頂冷凝器…………………16塔底再沸器…………………16貯罐體積計算………………16進料罐線直徑………………17設備結果匯總表 -20主要參考文獻 -21設計感想 -21致謝 -22緒論精餾過程的基礎是傳質，即在能量劑的驅動下(有時加質量劑)，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揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據氣體流量上下浮動，自行調節，使氣縫速度穩定在某一數值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產能力以及設備造價等方面比泡罩塔優越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10m,塔高可達80m，板數有的多達數百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20?40%，而接近于篩板塔。操作彈性大，一般約為5?9,比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400?660N/m2。液面梯度小。使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現象的系統也能正常操作。(7)結構簡單，安裝容易,制造費為泡罩塔板的60?80%,為篩板塔的120?130%。O在本次設計中,我們進行的是乙醇—水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設備,熱量從塔釜輸入,物料在塔內進行精餾分離,余熱由塔頂產品冷凝器中的冷卻介質帶走,為了減少熱量,能量的損失,我們在進料前設置了節能器,把塔底熱產品先與進料進行熱交換,然后再冷卻.最后完成傳熱傳質.塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準確控制回流比。塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。輔助設備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，同時考慮各處費用的節省等。課程設計任務書一、設計題目：分離甲醇—乙醇浮閥精餾塔的設計二、設計要求工藝條件與數據（1） 原料液含甲醇79%（質量，下同）；含乙醇21%（2） 餾出液含甲醇99%，殘留液含甲醇2%；（3）處理量3000kg/h；（4）料液可視為理想溶液，塔效率0.8；（5）常壓操作，泡點進料。三、設計內容1、精餾塔的物料衡算及塔板數的確定；2、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算；3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計算；4、塔板的流體力學運算；5、塔板的負荷性能圖的繪制；6、精餾塔接管尺寸計算；7、繪制帶控制點的生產工藝流程圖；8、繪制主體設備圖。四、設計說明書1．封面設計任務書3.目錄4.緒論5.設計方案簡介6.裝置設備的工藝計算：物料與熱量衡算，主要設備尺寸計算輔助設備的選擇設計結果一覽表參考文獻10.附圖11.主要符號說明12.結束語設計方案的確定及工藝流程的說明流程示意圖原料 冷凝器一塔頂產品冷卻器一甲醇的儲罐一甲醇; 回流原料罐一原料預熱器一精餾塔H回流再沸器一f塔底產品冷卻器f乙醇的儲罐f乙醇流程的說明及方案的確定流程的說明首先，甲醇和乙醇的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態部分進入到塔頂產品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成甲醇和乙醇的分離。1.2.2設計方案的確定操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計甲醇和乙醇為一般物料因此，采用常壓操作。進料狀況進料狀態有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料，即q=1。加熱方式精餾塔釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發度較大，便可以采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發組分的濃度應較低，因而塔板數稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發組分濃度低時，溶液的相對揮發度大，容易分離故所增加的塔板數并不多，此時采用間接蒸汽加熱是合適的。冷卻方式塔頂的冷卻方式通常水冷卻，應盡量使用循環水。如果要求的冷卻溫度較低。可考慮使用冷卻鹽水來冷卻。熱能利用精餾過程的特性是重復進行氣化和冷凝。因此，熱效率很低，可采用一些改進措施來提高熱效率。因此，根據上述設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作，泡點進料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式，適當考慮熱能利用。精餾原理精餾過程的基礎依然是混合液組分間揮發度的差異，而塔內的氣、液“回流”則是沿塔高不斷進行氣、液傳質實現精餾的必要條件。沿塔流動的氣、液相每經過一塊塔板都將發生一次氣相的部分冷凝和液相的部分氣化，氣、液相組成隨之發生一次改變，使氣相中輕組分得到一次增濃，液相中重組分得到一次增濃。其結果最終可在塔頂得到輕組分含量很高的蒸氣相（餾出液）產品，而在塔底得到重組分含量很高的釜液產品，從而實現混合液體的高純度分離.板式塔作用原理板式塔為逐級接觸式氣液傳質設備，塔內沿塔高裝有若干層塔板，液體靠重力作用由頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層；氣體則靠壓強差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣、液兩相在塔內進行逐級接觸，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。與填料塔相比，板式塔具有壓降較大；空塔氣速較大；較穩定，效率較高；持液量較大；液氣比適應范圍較大；安裝檢修較容易；大直徑時造價較低等優點。浮閥塔浮閥塔是板式塔的一種，是在泡罩塔和篩孔塔的基礎上發展形成的。自20世紀50年代問世后，迅速在石油化工行業得到推廣，至今仍為應用最廣的塔板結構。在塔板上按一定方式開有若干個閥孔，將浮閥本身帶有的幾根閥腿插入閥孔后，再將閥腿的底腳旋轉90，用以限制浮閥開度同時防止閥片被氣體吹走。閥片周邊有幾個沖出的略向下彎的定距片，靜止時，浮閥靠定距片與塔板點接觸坐落在閥孔上，可避免停工后閥片與板面間的粘連。操作時，由閥孔上升的氣流經閥片與塔板間隙沿水平方向進入液層，可增加氣液兩相的接觸時間；浮閥的開度隨氣量變化，在低氣量時，開度較小，氣體仍能以足夠的氣速通過縫隙，可避免漏液現象的發生；在高氣量時，閥片自動浮動，開度較大，使氣速不致過大，從而可避免過量液沫夾帶現象的發生。因此，浮閥塔具有性能穩定、操作彈性大、塔板效率高的優點。精餾塔的工藝計算2.1精餾塔的物料衡算物料衡算：

甲醇的摩爾質量：MA=32.04kg/kmol乙醇的摩爾質量：M=46.07kg/kmolB餾出液的平均摩爾質量M=32.04*0.844+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmolF料液中甲醇的摩爾分數：x=0.79/32.04/(0.79/32.04+0.21/46.07)=0.8440F塔頂產品甲醇的摩爾分數：x=0.99/32.04/(0.99/32.04+0.01/46.07)=0.993D塔底產品甲醇的摩爾分數：x=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/46.07)=2.85%WF=3000/34.23=87.34kmol/h①②W=13.54kmol/h①②W=13.54kmol/h苯的物料衡算：F*x=D*x+W*xFDW聯立①②式得：D=74.10kmol/h2.1.2相對揮發度的計算：T=337.9K時，P=101.3KPa,P=57.43KPaABd=P/P=101.3/57.43=1.7641ABT=351.6K時，P=168.2KPa, P=101.3KPaABd=P/P=168.2/101.3=1.662AB貝ya=*1.764*1.66=1.712.2塔板數的確定2.2.1理論板層數的求算(1)平衡線方程的求算yx汽液相平衡方程式： =1.71—1-y1-xy1.71-0.71yq線方程進料狀態由五種，即過冷液體進料(q〉1),飽和液體進料(q=1),氣液混合進料(1〉q〉0)和過熱蒸汽進料(q〈0),本設計選用的為泡點進料，故q=1。最小回流比xp=xF=0.8440,yp=1.71xF/(1+0.71xF)由兩式得：y=0.9025,R=(x-y)/(y-x)=1.65p minDpppR=(1.1~2.0)R=2.5min精餾段液相流量：L=RD=2.5X74.10=185.25kmol/h精餾段氣相流量：V=L+D=185.25+74.10=239.35kmol/h精餾段操作線方程：y=0.714x+0.284提餾段液相流量：L'=L+q*F=185.25+lX87.64=272.89kmol/h提餾段氣相流量：V'=V+(q-1)*F=239.35Kmol/h汽相回流比：R'=V'/=18.4提餾段操作線方程：y=1.052x-0.0015理論塔板數的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下：y=x=0.993—x=0.9881D1y=0.990—x=0.98322y=0.987—x=0.97833y=0.983—x=0.97144y=0.978—x=0.96355y=0.973—x=0.95566y=0.967—x=0.94577y=0.960—x=0.93388y=0.951—x=0.91999y=0.941—x=0.903TOC\o"1-5"\h\z10y=0.929—x=0.88411y=0.916—x=0.86412y=0.902—x=0.843<xF13交替由相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下：yl4=0.885—xl4=0.818yl5=0.859—xl5=0.781yl6=0.820—xl6=0.727yl7=0.763—xl7=0.653yl8=0.685—xl8=0.559yl9=0.587fxl9=0.454y20=0.476—x20=0.347y21=0.364—x21=0.251y22=0.263—x22=0.173y23=0.180—x23=0.114y24=0.118—x24=0.073y25=0.075fx25=0.045y26=0.046fx26=0.028<xW故理論板為26塊，精餾板為12塊，第13塊為進料板。2.2.2精餾塔實際塔板數的計算實際塔板數N實=N理/ET=26/0.8=33

2.3塔的工藝條件及物性數據計算2.3.1混合液的平均摩爾質量計算進料板的甲醇的摩爾分數為：x=0.844 y=0.9204M=0.993*32.04+(1-0.993)*46.07=33.16kg/kmolVFmM=0.844*32.04+(1-0.844)*46.07=34.23kg/kmolLFm塔底甲醇的摩爾分數為：x=0.0285 y=0.0478Mlwm=0.0285*32.04+(1-0.0285)*46.07=45.67kg/kmolMvwm=0.0478*32.04+(1-0.0478)*46.07=45.40kg/kmol平均摩爾質量：M=(33.16+45.40)/2=39.28kg/kmolVmM=(34.23+45.67)/2=39.95kg/kmolLm2.3.2平均密度計算1.氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算，即Pvm二MP/RT=2.46kg/m32.液相平均密度計算1xx液相平均密度依下式計算，即 二f+BPPPLmLBLALmLB(1)塔頂液相平均密度的計算由tD=64.7°C，查手冊得P二744kg/m3?A=774kg/m3PLDm0.990.01+ 744 744從而P=744.04kg/m3LDm(2)進料板液相平均密度的計算由tf=78.4°C，查手冊得P二由tf=78.4°C，查手冊得P二738kg/m3A=767kg/m3P二766.40kg/m3精餾段液相平均密度為LFm2.3.3液體的平均表面張力塔頂液相平均表面張力的計算PLmPLFm_744.04+766.400.020.98=+738 767755.22kg/m3由tD=64.7°C，查手冊得oA=18.9mN/m。g=18.8mN/moLDm=0.99X18.9+(1-0.99)X18.8=18.90mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF=78.4C，查手冊得oA=17.6mN/moB=17.4mN/moLFm=0.0285X17.6+(1-0.0285)X17.4=17.40mN/m精餾段液相平均表面張力為oLm=(18.90+17.40)/2=18.15mN/m2.3.4精餾塔的汽、液相負荷L=RxD=2.5x74.10=185.25kmol/hV=(R+1)xD=(2.5+1)x74.10=259.35kmol/hL'=L+q*F=185.25+1X87.64=272.89kmol/hV'二V=239.35kmol/h2.4塔體工藝尺寸計算2.4.1精餾段塔徑計算VMV二 —二239.35*39.24/3600*2.46=1.06m3/sVms3600pVmLM■Lm3600x755.223600pLmILLj1-h'丨—1110CIOB=1□.00]CLFl殳）計算篩扳塔汽液致荷兇子用的關聯曲線圖L*pL/(V*pV)=0.0028X755.22/(1.06X2.46)=0.811,取板間距HT=0.3m查上圖得 C20=0.035???C=0.035x(N)0.2=0.035xC1815)0.2=0.03432TOC\o"1-5"\h\z20 20p-p 755.22—2.46u=C-lv=0.03432x =0..600m/s\o"CurrentDocument"max p 2.46* V取安全系數為0.75，則空塔氣速為u=0.75Xumax=0.75X0.600=0.450m/sDT=VS/0.785u=1.732m可取塔徑D=1.732m, 塔截面積為At=0.785D2=0.785X3.00=2.356m2

u=VS/AT=1.06/2.356=0.450m/s2.4.2精餾塔高度計算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)Ht=(15-1)X0.3=4.2m提餾段有效高度為Z提=(N提-1)Ht=(18-1)X0.3=5.1m故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提=4.2m+5.1m=9.3m2.4.3溢流裝置的計算降管液的尺寸：A=A—A=1.54—1.405=0.135m2dT降液管寬度：bd二D[J1—(仃D)]/2二0.5122m選取h=0.04mb溢流堰尺寸：/二0.65D=1.126mw堰上液頭高how,取E=1how=2.84*10—how=2.84*10—3E(w=0..0122m堰高：h=堰高：h=h—how=0.07—0.025=0.045mwl2.5塔板負荷性能2.5.1浮閥計算及其排列（1）浮閥數選取.型浮閥，閥孔直徑d0=O.O39m根據表5—4選擇單流型初取F°=ll浮閥數：,則u初取F°=ll浮閥數：,則u0qn= vvs—d2u400=7.01m/s=3600兀*0.0392*7.01=⑵(2)排列方式 取塔板上液體進，出口安定區寬度(2)排列方式 取塔板上液體進，出口安定區寬度bs=bs'=0.075m取邊緣區寬度bc=0.05mD 1.732x=——(bs+bd)= - —(0.075+0.5122)=0.2788m22r=——bc=1.732/2—0.05=0.816m2A=2[X\：r2—x2+r2sin—1(-)]=27.03m2a rnd2nd2A4o0=A t2sin600a=0.907(do)2tt=；0.907/(Ay；)*d=0.4963m' a 0根據估算提供孔心距進行布孔，按t=75mm進行布孔，實排閥數n=163閥孔氣速u二厲vv/仃 =6.99m/s0 /(n-d2)/ 40動能因子F0=阿匝=10動能因子F0=阿匝=10.96塔板開孔率=0.45/6.99=0.0642.6塔板的流體性能的校核2.6.1泡沫夾帶量校核為控制液沫夾帶量eV過大，應使泛點.<0.8~0.82浮閥塔板泛點率計算如下：q v——+1.36qZWs\|pL-P VLsLF= v i KCFb由塔板上氣相密度Py二2.83kg/m3及板間距HT=0.45m查圖5—26(泛點荷因數)得系數G=0.128，根據表5—11(物性系數)所提供的數據，取k=1F塔板液流道長Z=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積A=A—2A=1.54—2*0.135=1.27(m2)bT do00 cano(5044.5/3600) +1.36*-6^*1.0故得：H= 786.55-2.83 逆凹=0.578<0.80.128*1.27故不會產生過量的液沫夾帶2.6.2塔板阻力計算(1)干板阻力h073 /臨界孔速 u=(—)丄1.825=6.41<u=6.990c P0v閥孔u大于其臨界孔閥氣速u,故應在浮閥全開狀態計算干板阻力。00c

pu2 2.46 6.992h二5.34±^二5.34* * 二0.0436(m)0p2g 755.222*9.81L2)塔板清液層阻力hlh=0.5h=0.5*0.07=0.035(m)lL⑶克服表面張力所造成阻力佇7 4*10-7 4*10-3Gh二bpgdL04*10-3*18.82755.22*9.81*0.039二2.605*10-4(m)由以上三阻力之和求得塔板阻力hf：h二h+h+h二0.0436+0.035+0.0002605二0.07886(m)f 0lb2.6.3降液管液面校對流體流過降液管底隙的阻力：Lh=1.153*( -)2=0.00059(m)TOC\o"1-5"\h\zd lhwb浮閥塔板上液面落差A較小可以忽略，則降液管內清液層高度：H二h+how+h+h二0.0578+0.0122+0.07886+0.00059二0.1494(m)dw fd取降液管中泡沫層相對密度0二0.6，則可求降液管中泡沫層高度：H'=H[=0.249d ■-°而H+h二0.3+0.0578二0.3578>H'，故不會發生降液管液泛。Tw d2.6.4液體在降液管內停留時間校核應保證液體在降液管內的停留時間大于3S?5S,才能保證液體所夾帶的氣體的釋放。AH/q二3600*0.135*0.45/26.02二8.4(s)>5(s)dTVLs故所夾帶氣體可以釋出2.6.5嚴重漏液校核當閥孔的動能因子F=5的相應孔流氣速:0u'=5= =3.19(m/s)0 “V <2.46

u6.99穩定系數K=―0= —2.19>1.5?2.0故不會發生嚴重漏液u' 3.1902.6.6塔板負荷性能圖1)過量液沫夾帶線關系式根據前面液沫夾帶的校核選擇FjO.8則有0.8=(qWs則有0.8=(qWs2.83786.55-2.83+1.36q)/(1.27*0.128*1)VLs當q—0時，q—78/2m3/hLVh VVh當q—50m3/h時，q —6678.5m3/hLVh VVh由此兩點作過量液夾帶線(a)液相下限線關系式對于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m。取how=0.006m，即可以確定液相流量的下限線how=2.84*10how=2.84*10-3E(VLh)2/3—0.006取E=1.0，代人l=0.98wq =3.07l=3.07*0.98=3.00(m3/h)VLh w該線為垂直q軸的直線，記為(b)VLh嚴重漏液線關系式：因動能因子F0〈5時，會發生嚴重漏液，故取F0=5，計算相應氣體流量q:VVhq=3600AuVVh 00 u—F/「p—5/「p—2.970 0bV V兀 兀 ; q—3600(nd2u)—3600(nd2*5/?p)—2080.87(m3/h)

VVh 400 4 0 、V該線為平行q軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記(c)VLh液相上限線關系式:T=5s降液的最大流量為：q=3600AH/5=720AH=720*0.135*0.45=43.74m3/hVLh dT dT

該線為平行務切軸的直線，記為(d)VVh降液管液泛關系式：根據降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關系：H=0(H+how)二0.06*(0.45+0.025)二0.285dT或h+how+h+h=0(H+how)w fd T即0.2295=5.53*10-7(q)2+4.32*10-3(q)23+1.17*10-5(q)2VVh VLh VLh知(m3/h)102030 40 5060鄉(m3/h)6133.7590.75566.2538.3506.06468.1操作彈性(q) /(q)=7410/2080.87=3.56VVhmaxVVhmin適宜裕度=[(q) —q]/q=46.9%VVminVVVVh h h2.7換熱器的計算2.7.1原料預熱器：C =1.75kJ-kg-1-K-1p.h苯C =1.65kJ?kg-1-K-1p.h甲苯xF=0.44Q=80000*1000/(320*24)10417kg/hm.hC=0.44*1.75+0.56*1.65=1.694kJ?kg?K-1p.c設加熱原料溫度由10°C加熱到104°C貝90=Q?C?At=10417*1.694*94=1.66*106kJ/hm.hp.c2.7.2塔頂冷凝器：R=390kJ/kg苯815*163.5480=q?r= *390=14439.93kJ/smh苯36002.7.3塔底再沸器：r=360kJ/kg甲苯0=q?r=mb775.1*163.5483600*360=12676.6kJ/s2.7.4貯罐的體積計算：由《化工單元過程及設備課程設計》查得在0.11MP下，塔頂采量aD=7394kmol/hp=810kg/m3p=810kg/m3Lvvh(r+1)D二22182kgp=810kg/m3L設冷凝液停留20min,補充系數0=0.7則V=qt/(p??)=22182*20/(60*810*0.7)=13m3VLh L貯罐容積估算結果表：位號名稱停留時間容量/m3V-101原料中間罐20min13V-102回流罐10min7V-103塔頂產品罐24h937V-104塔底產品罐24h9372.7.5進料罐線管徑選擇原液流速：u=0.5m/s4*10417管線直徑：d=j4%up={ 3600*798*3.14*0.5=0.0961m管線直徑：選取0133*6管材，其內徑為0.121m

提館段性崔負荷團

設計結果匯總表表二提留段塔板設計結果匯總表塔板主要結構參數數據塔板主要流動參數數據塔徑m4.9m流動方式單流型塔板間距ht0.3m液體流量qVLh1083.05mol/h堰長1W0.98m氣體流量qvvh1516.27mol/h堰寬bd0.2001m液泛氣速uf1.35m/s堰咼hw0.045m空塔氣速u0.3715m/s入口堰咼hW無u/uf0.2752底隙hb0.04m降液管內流速ud0.053m/sA/Ad T0.0877m底隙流速ub泛點率F