連續精餾浮閥塔

1．課程設計的目的 3．迅速準確的進行工程計算（包括電算）的能力。 4．用簡潔文字清晰表達自己設計思想的能力。

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苯-甲苯連續精餾浮閥塔設計
1．課程設計的目的
課程設計是“化工原理”課程的一個總結性教學環節，是培養學生綜合運用本門課程及有關先修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練，在整個教學計畫中它也起著培養學生獨立工作能力的重要作用，通過課程設計就以下幾個方面要求學生加強訓練
1．查閱資料選用公式和蒐集數據的能力
2．樹立既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經濟上的合理性，並注意到操作時的勞動條件和環境保護的正確設計思想，在這種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力。
3．迅速準確的進行工程計算（包括電算）的能力。
4．用簡潔文字清晰表達自己設計思想的能力。
2 課程設計題目描述和要求
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，石油化工等工業中得到廣泛套用。精餾過程在能量劑驅動下（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的揮發度的不同，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。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，有些特殊的物系還可採用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。
本設計的題目是苯-甲苯連續精餾浮閥塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發的苯和不易揮發的甲苯，採用連續操作方式，需設計一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝參數如下：
原料苯含量：質量分率= (30+0.5*學號)%
原料處理量：質量流量=（10-0.1*學號） t/h [單號]
（10+0.1*學號） t/h [雙號]
產品要求：質量分率：xd=98%，xw=2% [單號]
xd=96%，xw=1% [雙號]
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工藝操作條件如下：
常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流，R=（1.2～2）Rmin。
3．課程設計報告內容
3.1 流程示意圖
冷凝器→塔頂產品冷卻器→苯的儲罐→苯
↑↓回流
原料→原料罐→原料預熱器→精餾塔
↑回流↓
再沸器← → 塔底產品冷卻器→甲苯的儲罐→甲苯
3.2 流程和方案的說明及論證
3.2.1 流程的說明
首先，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在裡面停留一定的時間之後，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，然後，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，停留一定的時間然後進入苯的儲罐，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複前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。
3.2.2 方案的說明和論證
本方案主要是採用浮閥塔。
精餾設備所用的設備及其相互聯繫，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：
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一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流
動。
二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。
三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易於達到所要求的真空度。
四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。
五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。
六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 而浮閥塔的優點正是：
而浮閥塔的優點正是：
1．生產能力大，由於塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大於泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。
2．操作彈性大，由於閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動範圍比篩板塔，泡罩塔都大。
3．塔板效率高，由於上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。
4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。
5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。
但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般採用不鏽鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研製出來，浮閥塔的推廣並不是越來越廣。
近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。
3.3 設計的計算與說明
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3.3.1 全塔物料衡算
根據工藝的操作條件可知：
料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h
料液中易揮發組分的質量分數 xf =（30+0.5*19）%=39.5%；
塔頂產品質量分數 xd = 98%，摩爾分數為 97.6%；
塔底產品質量分數 xw= 2%，摩爾分數為 1.7%；
由公式：
F=D+W
F*xf=D*xd+W*xw
代入數值解方程組得：
塔頂產品(餾出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；
塔底產品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。
3.3.2．分段物料衡算
lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程
lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程
xa=(P 總-Pb*)/(Pa*-Pb*) 泡點方程
根據xa從《化工原理》P204表6—1查出相應的溫度
根據以上三個方程，運用試差法可求出 Pa*,Pb*
當 xa=0.395 時，假設t=92℃ Pa*=144.544P，Pb*=57.809P,
當 xa=0.98 時，假設t=80.1℃ Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,
當 xa=0.02 時，假設t=108℃ Pa*=222.331P，Pb*=93.973P,
t=92℃，既是進料口的溫度，
t=80.1℃是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，
t=108℃是釜液需被加熱的溫度。
根據衡摩爾流假設，全塔的流率一致，相對揮發度也一致。
a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1℃）
所以平衡方程為 y=ax/[1+(a－１)x]=2.500x/（1+1.500x），
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最小回流比 Rmin 為
Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426，
所以 R=1.5Rmin＝2.139，
所以精餾段液相質量流量 L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904，
精餾段氣相質量流量 V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.89=2.794，
所以，精餾段操作線方程 yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)
=0.681xn+0.311
因為泡點進料，所以進料熱狀態 q=1
所以，提餾段液相質量流量 L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154，
提餾段氣相質量流量 V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。
所以，提餾段操作線方程 ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'
=1.487xm-0.008
3.3.3 理論塔板數的計算
（1）聯立精餾段和提餾段操作線方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017
（2）用逐板計算法計算理論塔板數
第一塊板的氣相組成應與回流蒸汽的組成一致，所以 y1=xd,然後可以根據平衡方程可得 x1,從第二塊板開始套用精餾段操作線方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xn<xd,共需 n-1 塊精餾板，第 n 塊板為進料板。
第一板 y1=xd 0.98
x1=y1/[y1+a(1-y1)] 0.9514
第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592
x2=y2/[y2+a(1-y2)] 0.9039
第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268
x3=y3/[y3+a（1-y3)] 0.8351
第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799
x4=y4/[y4+a(1-y4)] 0.7456
第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189
x5=y5/[y5+a(1-y5)] 0.6440
第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497
x6=y6/[y6+a(1-y6)] 0.5451
第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823
x7=y7/[y7+a(1-y7)] 0.4621
第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258
x8=y8/[y8+a(1-y8)] 0.4008
第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840
x9=y9/[y9+a(1-y9)] 0.3596
x9<xd所以本設計中共需八塊精餾板，第九塊板為進料板。
從第十塊板開始，用提餾段操作線求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xn<xw。
第十板 Y10=1.487x9-0.008 0.5267
x10=y10/[y10+a(1-y10)] 0.3080
第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500
x11=y11/[y11+a(1-y11)] 0.2466
第十二板 Y12=1.487x11-0.008 0.3587
x12=y12/[y12+a(1-y12)] 0.1828
第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638
x13=y13/[y13+a(1-y13)] 0.1254
第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.1784
x14=y14/[y14+a(1-y14)] 0.0799
第十五板 Y15=1.487x14-0.008 0.1108
x15=y15/[y15+a(1-y15)] 0.0475
第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626
x16=y16/[y16+a(1-y16)] 0.0260
第十七板 y17=1.487x16-0.008 0.0307
x17=y17/[y17+a(1-y17)] 0.0125
x17<xw，因為釜底間接加熱，所以共需要17-1=16塊塔板。精餾段和提餾段都需要八塊板。
3.3.4 實際塔板數的計算
根據內插法，可查得：苯在泡點時的黏度μa(mPa.s)＝0.25，
甲苯在泡點是的黏度μb(mPa.s)＝0.27，
所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262
所以：總板效率 E=1/[0.49 (a*μav)e0.245]＝0.544
實際板數 Ne=Nt/Et＝29.412＝30
實際精餾段塔板數為 Ne1=14.705=15
實際提餾段塔板數為 Ne2=14.705=15
由上可知，在求取實際板數時，以精餾段，提餾段 分別計算為佳。而且設計時，往往精餾段，提餾段都多加一層至幾層塔板作為餘量，以保證產品質量，並便於操作及調節。
３.３.５塔徑計算
因為液流量不大，所以選取單流型，因為提餾段液相流量較大，所以以提餾段的數據確定全塔數據更為安全可靠。
所以 ：氣相體積流量 Vh(m^3/h)＝3325.713219，Vs(m^3/s)＝0.923809227，
液相體積流量 Lh(m^3/h)＝25.123146， Ls(m^3/h)＝0.006978652。
查表得，液態苯的泡點密度ρa(Kg/m^3)＝792.5，
液態甲苯的泡點密度ρb(Kg/m^3)＝790.5，
根據公式 1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，
液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658，
根據公式 苯的摩爾分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]
M’=苯的摩爾分率*M 苯＋甲苯的摩爾分率*M 甲苯
ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得
氣相密度ρv(Kg/m^3)＝2.742453103。
氣液流動參數，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506，
根據試差法，設塔徑 D(m)＝1.2，根據經驗關係:
可設板間距 Ht＝0.45m,
清液層高度 Hl[常壓塔（50～100mm)）]取為５０mm,
所以液體沉降高度 Ht-hl＝０.４m。
根據下圖
可查得，氣相負荷因子 C20= 0.065,
液體表面張力δ(mN/m)，100℃時， 查表 苯 18.85 甲苯 19.49
所以，平均液體表面張力為 19.26427815，
根據公式: C=C20*[(δ/20)^0.2]得，C= 0.064514585.
所以，液泛氣速 uf(m/s)＝C*［(ρl-ρv)^0.5］/［ρv^0.5］＝1.093851627。
設計氣速 u(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.765696139，
設計塔徑 D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.197147394，根據標準圓整為１.２m,
空塔氣速 u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.469409612.
3.3.6 確定塔板和降液管結構
⑴確定降液管結構
塔徑 D(mm) 1200
塔截面積 At(m^2) 查表 1.31
Ad/At (Ad/At)/% 查表 10.2
lw/D lw/D 查表 0.73
降液管堰長 lw(mm) 查表 876
降液管截面積的寬度 bd(mm) 查表 290
降液管截面積 Ad(m^2) 查表 0.115
底隙 hb(mm), 一般取為 30～40mm,而且小於 hw,本設計取為３０mm,
溢流堰高度 hw(mm), 常壓和加壓時，一般取 50～80mm．本設計取為６０mm,
⑵降液管的校核
單位堰長的液體流量，(Lh/lw) (m^3/m.h)＝27.47661034，
不大於１００～１３０，符合要求
堰 上 方 的 液 頭 高 度
how(mm) ＝ 2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667] ＝25.86020161，
式中，E 近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。
底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大於 0.3～ 0.5，符合要求。
⑶塔盤及其布置
由於直徑較大，採取分塊式，查表得分三塊，厚度取位 4mm。
降液區的面積按 Ad 計算，取為 0.115m^2,
受液區的面積按 Ad 計算，取為 0.115m^2,
入口安定區得寬度 bs'(mm)，一般為 50～100，本設計取為６０。
出口安定區得寬度 bs'(mm)，一般為 50～100，本設計取為６０。
邊緣區寬度 bc(mm)，一般為 50～75，本設計取為 50，
有效傳質區，Aa(m^2)＝ 2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702.
塔板結構如下兩圖
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⑷浮閥數排列
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選擇F1 型重型 32g 的浮閥
閥孔直徑給定，d0(mm)=39mm, 動能因子F0 一般取為 8～ 12，本設計取為 11.5。
閥孔氣速，uo(m/s)=F0/[ρv^0.5]= 6.940790424，
閥孔數 n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。
實際排列時按等腰三角形排,中心距取為 75mm, 固定底邊尺寸B(mm)= 70,所以
實際排出 104 個閥孔，與計算個數基本相同。
所以，實際閥孔氣速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938
實際閥孔動能因子，F0=u0*ρv^0.5=11.48368564，
開孔率ψ=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 10％～14％，符合要求。
3.3.7塔板的流體力學校核
(1) 液沫夾帶量校和核
液體橫過塔板流動的行程，Z(m) =D-2*bD=0.62
塔板上的液流面積，Ab(m^2) =At-2*Ad=1.08
物性係數，K，查表得 ＝１
泛點負荷因數，Cf=0.125，見下頁圖。
F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191，
F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445，
泛點率 F1＜(0.8～0.82)，F!,F2 均符合要求。
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⑵，塔板阻力的計算與較核
臨界孔速 u0c(m/s) =(73/ρv)^(1/1.875)= 5.7525979<uo=6.93,閥未全開，
乾板阻力，ho(m) =19.9/ ρl*（u0^0.175）=0.035299005，
充氣係數ε0=0.4，塔板充氣液層的阻力 hl(m)= ε0*(hw+how)= 0.034344081，
克服表面張力的阻力 hσ，一般忽略不計，所以塔板阻力 hf(m)=ho+hl+hσ=0.069643086。
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⑶降液管液泛校核
液 體 通 過 降 液 管 的 流 動 阻 力 ，
hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb)^2]=0.009898418m,
降 液 層 的 泡 沫 層 的 相 對 密 度 φ =0.5, 降 液 層 的 泡 沫 高 度
hd'=hd/ φ=0.019796837(m),
Ht+hw=0.51m>hd’,合格。
⑷液體在降液管中停留時間較核 平均停留時間τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（ 不小於 3～5 s）,合格。
⑸嚴重泄漏較核
泄漏點氣速 u0'=F0/(ρv^0.5) =3.017734967，F0=5，
穩定係數，k=u0/u0'= 2.296737127 >1.5～2，合格。
3.3.8 全塔最佳化（如下圖）
曲線 1 是過量液沫夾帶線，根據 F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh，
曲線 2 是液相下限線，根據 Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5) how=6mm 得 Lh(m^3/h)=2.690007381，
曲線３是嚴重漏液線，根據 Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5) F0=5 得 Vh(m^3/h)= 1349.696194，
曲線 4 是液相上限線，根據 Lh=Ad*Ht／τ*3600 τ=5s 得 Lh(m^3/h)= 37.26，
曲 線 ５ 是 降 液 管 泛 線 ， 根 據 hd< φ (Ht+Hw) ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^0.5，
曲線 5 必過的五點(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150)
作圖如下
Vmax(m^3/h)= 4779，Vmin(m^3/h)= 1349
操作彈性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大於２，小於４，合格
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3.3.9 塔高
規則塔體高 h=Np*Ht=13.5m,
開人孔處 (中間的兩處人孔)塔板間距增加為 0.6m,進料處塔板間距增加為 0.6m,
塔兩端空間,上封頭留 1.5m ，下封頭留 1.5m,
釜液停留時間τ為 20min ,
填充係數φ=0.7，
所以體積流量 V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ =1.679350119 ，
所 以 釜 液 高 度 Δ Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m
所以，最後的塔體高為 17.59m.
3.3.10 熱量衡算
⑴塔底熱量衡算
塔底苯蒸汽的摩爾潛熱 rv'苯(KJ/Kg)= 373，
塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv'甲苯(KJ/Kg)=361；
所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 rv'(KJ/Kg)= rv'
苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv'
甲 苯*yC7H8=361.1412849，
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所以再沸器的熱流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822，
因為加熱蒸汽的潛熱 rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130℃)，
所以需要的加熱蒸汽的質量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.535633644。
⑵塔頂熱量衡算
塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 苯(KJ/Kg)=379.3
塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1
所 以 塔 頂 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 rv(KJ/Kg)= rv
苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv
甲 苯*yC7H8=378.88；
所以冷凝器的熱流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463，
因為水的定壓比熱容 Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷卻水的進口溫度 t1=25℃，冷卻水的出口溫度 t2=70℃，
所以需要的冷卻水的質量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857。
.3.11 精餾塔接管尺寸
⑴回流液接管尺寸
體積流量 Vr(m^3/s)=L/ρ=0.002893769，管流速 ur(m/s)=0.3，
回流管直徑 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5= 110.8220919=φ133*6；
⑵進料接管尺寸
料液體積流率 Vf(m^3/s)=F/ρ= 0.003792206，管流速 uf(m/s)=0.5，
進料管直徑，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.26888955=φ108*5；
⑶釜液出口管
體積流量 Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.006685975，管流速 uw(m/s)=0.5
出口管直徑 dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8；
⑷塔頂蒸汽管
體積流量 Vd(m^3/s)=V/ρv=1.176497471，管流速 ud(m/s)=15， 出口管直徑 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。
3.3.11 輔助設備設計
⑴再沸器
因為蒸汽溫度 ts(℃)=130，釜液進口溫度 t1'(℃)=100，釜液出口溫度 t2'(℃)=110，
所以傳質溫差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]= 24.66303462，
因為傳質係數 K1(W/m^2/K)=300，
所以傳質面積 A(m^2)=Qr/K/Δtm=157.6442694。
⑵冷凝器
因為蒸汽進口溫度 T1(℃)=100，蒸汽出口溫度 T2(℃)=80，冷卻水的進口溫度t1=25℃, 冷卻水的出口溫度 t2=70℃，
所以傳質溫差Δtm'(℃)=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)= 41.2448825，
因為 K2(W/m^2/K)=250，
所以，傳質面積 A'(m^2)=Qc/K2/Δtm'=118.6764892。
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⑶儲罐
Ⅰ原料罐
因 為 停 留 時 間 τ 1(s)= 1800 ，
所 以 原 料 罐 的 容 積 量 V(m^3)=F* τ 1/ ρ l/ φ=9.751388076；
Ⅱ塔頂產品罐
因 為 τ 2(s)=259200 ，
所 以 塔 頂 產 品 罐 的 容 積 量 Vd(m^3)=D* τ 2/ ρ l/ φ=440.2166633；
Ⅲ塔底產品罐
因 為 τ 3(s)=259200 ，
所 以 塔 頂 產 品 罐 的 容 積 量 Vw(m^3)=W* τ 3/ ρ l/ φ=963.9832197。
3.4 設計參數表
17塔板設計結構匯總表數據
塔板主要結構參數 數據 塔板主要流動性能參數 數據
塔的有效高度Z0(m) 13.5 液泛氣速 uf(m/s) 1.093407044
實際塔板數 Np 30 空塔氣速 u(m/s) 0.469409612
塔 ( 塔 板 ) 內徑D(m) 1.2 設計泛點率 rf=u/uf 0.696675915
板間距 Ht(m) 0.45 閥孔動能因子 F0 11.48368564
流動形式 單流型 閥孔氣速 uo(m/s) 6.940790424
降液管總截面積與塔截面之比 Ad/At 10.2% 泄 漏 點 氣 速uo'(m/s) 3.017734967
降 液 管 堰 長lw(mm) 876 霧 沫 夾 帶 泛 點 率F1 0.41815191
降液管截面積的寬度 bd(mm) 290 穩定係數 k 2.296737127
溢 流 堰 高 度hw(mm) 60 臨界孔速 u0c(m/s) 5.752597951
降 液 管 底 隙hb(mm) 30 堰上方的液頭高度how(mm) 25.86020161
邊 緣 區 寬 度bc(mm) 50 塔板阻力 hf(m) 0.069643086
出入口安定區寬 bs,bs’(mm) 60 液體在降液管中平均停留時間τ（s） 7.740082575
塔 板 厚 度 δ（mm） 4 液體通過降液管的流動阻力 hd(mm) 9.9
塔板分塊數 3 降液層的泡沫高度hd’(mm) 19.80
浮閥形式 F 1 底隙流速 ub(m/s) 0.254413059
浮閥個數 104 Vmax(m^3/h) 4779
浮閥排列形式 等腰三角形排列 Vmin(m^3/h) 1349
開孔率ψ 0.10985 操作彈性=Vmax/Vmin 3.542624166
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4.對設計的評述和有關問題的分析討論
4.1 對設計的評述
本設計是一次常規的練習設計，目的在於掌握設計的過程和分析問題的能力，必定有許多不足之處，希望老師多多批評。
4.2 有關問題的討論
無。