甲醇水二元混合物連續(xù)篩板精餾裝置的設(shè)計(jì)

浙江工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題 目： 甲醇－水二元混合物連續(xù)篩板精餾裝置的設(shè)計(jì)學(xué) 院: 生環(huán)學(xué)院專 業(yè)： 環(huán)境科學(xué)年 級(jí)：2006級(jí)設(shè)計(jì)人：指導(dǎo)人：日 期：目 錄一、概述 41．設(shè)計(jì)原始條件 42．板式塔類型 43．工藝流程選定 4二、精餾塔的物料衡算 .............................................. 5三、經(jīng)濟(jì)費(fèi)用估算 61．最小回流比Rmin（圖解法） 62．精餾塔氣液相負(fù)荷 73．精餾、提鎦段操作方程 74．理論塔板數(shù)N 75．總板效率Et和實(shí)際版數(shù)Nt 76．塔徑估算 87．年總費(fèi)用估算 10四、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 12五、塔板主要工藝尺寸及流體力學(xué)性能計(jì)算 .............................⒈塔徑初選 132．塔徑初步核算 143．堰及降液管設(shè)計(jì) 154. 孔布置 155．漏液計(jì)算并驗(yàn)證其穩(wěn)定性 166．塔板壓降hp 167. 校該液泛情況 178．霧沫夾帶量 ..................................................9．計(jì)算結(jié)果整理 ................................................六、塔板相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 .........................................七、描繪負(fù)荷性能圖 .................................................八、附屬設(shè)備的設(shè)計(jì) 21⒈塔高計(jì)算 ....................................................2．泵的設(shè)計(jì)和選型 ..............................................３．原料預(yù)熱器 244. 冷卻器選用 255．塔底再沸器選用 256．冷凝器選用 257．接管尺寸設(shè)計(jì) 26參考文獻(xiàn) ...........................................................學(xué)習(xí)總結(jié)......................................................... 28一．概述設(shè)計(jì)原始條件：．操作條件精餾塔操作壓力：常壓蒸汽壓力（絕壓）：5kgf/cm2年生產(chǎn)時(shí)間：8000小時(shí)冷卻水溫度：30℃冷卻水溫升：5℃．設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)：原料液處理量：1.4萬(wàn)噸/年原料液初溫：30℃原料液含甲醇：45%（質(zhì)量）鎦出液含甲醇：99%（質(zhì)量）甲醇回收率：99.9%板式塔類型：

圖一數(shù)據(jù)見(jiàn)附錄一《化工原理》附錄四，附錄六氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級(jí)接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同， 可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔 (1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：⑴結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。⑵處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10～15％。⑶塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右。⑷壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30％左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：⑴塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。⑵操作彈性較小(約2～3)。⑶小孔篩板容易堵塞。工藝流程選定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分甲離醇和水的混合物，設(shè)計(jì)過(guò)程嚴(yán)格按照經(jīng)濟(jì)性，先進(jìn)性，可靠性，穩(wěn)定性和可行性的原則，通過(guò)查閱資料，選用正確的公式以及合理的數(shù)據(jù)設(shè)計(jì)該乙醇—水的精餾塔。（1）對(duì)于二元混合物的分離，根據(jù)生產(chǎn)規(guī)模和產(chǎn)品質(zhì)量要求，選用板式塔連續(xù)精餾流程。塔板選用篩板塔。按一定尺寸和一定排列方式開(kāi)圓形篩孔，作為氣相通道。氣相穿過(guò)篩孔進(jìn)入塔板上液相，進(jìn)行接觸傳質(zhì)。2）設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，此時(shí)分離效率最好，所需塔板數(shù)最少。可通過(guò)進(jìn)料泵直接進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。3）塔頂上升蒸氣采用分凝器冷凝，其中一部分冷凝液采用自然回流方式回流至塔內(nèi)，為減少鎦出液組分的揮發(fā)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至貯罐。4）塔底采用再沸器對(duì)釜液進(jìn)行間接蒸氣加熱，此法相對(duì)直接水蒸氣加熱法，分離效率較高，傳質(zhì)效率高，且設(shè)備符合相對(duì)較低。不過(guò)再沸器造價(jià)昂貴。5）該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，通過(guò)估算不同回流比式的總費(fèi)用。故操作回流比取最小回流比的1.1倍時(shí)。運(yùn)行費(fèi)用那最為經(jīng)濟(jì)核算。二．精餾塔物料衡算甲醇的摩爾質(zhì)量為：32.04kg/kmol水的摩爾質(zhì)量為： 18.01kg/kmol所以，原料的摩爾分率為：鎦出液的摩爾分率為：原料液平均摩爾質(zhì)量為：鎦出液平均摩爾質(zhì)量：原料液處理量為：根據(jù)甲醇回收率：η DxD 99.9%FxF塔頂流量為：由總物料平衡方程，塔底流量為：塔 底 摩 爾 分 率 為 ：xW 78.02 0.315 25 0.982 53.02 0.00046三．經(jīng)濟(jì)費(fèi)用估算最小回流比Rmin計(jì)算（圖解法）由圖一查得，xF=0.315時(shí)，泡點(diǎn)進(jìn)料tb=77.6℃此時(shí)進(jìn)料狀況參數(shù)q=1，所以q線方程為：x xf用圖解法，在圖二上做q線，與相平衡線交與e點(diǎn)（0.315，0.676），所以，最小回流比為：取操作回流比為：精餾塔氣、液相負(fù)荷：精餾段：L R D 1.19 25 29.7(kmol/h)提鎦段：L L qF 30.75 78.02 107.72(kmol/h)精餾、提鎦段操作方程：精餾段操作方程為：提鎦段操作方程為：精餾線與提鎦線相交于點(diǎn)d0.315，0.620理論塔板數(shù)N采用逐板計(jì)算法，運(yùn)用擬合的相平衡方程和精餾段、提鎦段操作線方程，交替計(jì)算。相平衡方程為：求得結(jié)果為，N 16.5塊，從第10塊板進(jìn)料。總板效率ET和實(shí)際板數(shù)NT由圖一查得，xD 0.982時(shí)，tD 66℃，xW 0.0005時(shí)，tW 100℃精餾段平均溫度 t1 66 77.6 2 71.8℃提鎦段平均溫度 t2 77.6 100 2 88.8℃所以，全塔平均溫度 t (71.8 88.8) 2 80.3℃，對(duì)應(yīng) =3.8177.6℃時(shí) 水 0.365cp 甲醇 0.285cp0.245總板效率為： ET f 0.49( )1.1 0.49 (3.810.3398)0.245 0.506N11019.820加料板NT10.506ET塔徑估算以塔頂?shù)谝粔K板為計(jì)算對(duì)象。6.1 計(jì)算氣體、液體密度 V、 L塔頂?shù)膲毫νǔ？烧J(rèn)為是一個(gè)大氣壓，常壓下甲醇沸點(diǎn)為64.5℃氣相摩爾質(zhì)量為： MV MD 31.79(kg/kmol)由相平衡方程x2.2589y1.263，0.5x1，計(jì)算得：x12.25890.9821.2630.956換算成質(zhì)量分?jǐn)?shù)：液相摩爾質(zhì)量：氣體密度為：查甲醇溶液沸點(diǎn)為 64.5℃，由t=64.5℃，查得 甲醇密度763.62kg/m3 水的密度980.77kg/m3所以液體密度為：6.2液體的平均表面張力計(jì)算查表，t＝64.5℃時(shí)查得甲醇 16.81mN/m 水 65.36mN/m6.3 塔內(nèi)氣速和液速計(jì)算及 C20的確定氣速計(jì)算：VMV54.6931.790.421(m3/)S36001.147s3600vLML29.731.413/s)液速計(jì)算：LS3600764.640.00034(m3600L設(shè)板間距HT 350mm，hL 50mm，則HT hL 0.3m。查圖得C20 0.058最大氣速為：取 安 全 系 數(shù) 為 0.7 ， 則 氣 速 為 ：u 0.78u 0.78 1.47 1.147(m/s)計(jì)算塔徑為：圓整后為D 0.7m塔截面積At 3.14 0.722 0.385(m2)實(shí)際氣速u實(shí) Vs/At 0.421/0.385 1.109(m/s)(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求 )年總費(fèi)用估算7.1塔體費(fèi)用CDCD13290D1.2N132900.71.233285862元7.2換熱器設(shè)備費(fèi)用預(yù)熱器采用絕對(duì)壓力為5kgf/cm2（約為490kPa）的水蒸氣逆流加熱，蒸氣溫度為150.9℃，利用蒸汽潛熱將原料從30℃加熱至77.6℃，水蒸氣只發(fā)生相變，溫度不變。質(zhì)量流量mF140000000.486(kg/s)8000*3600查得Cp,c,甲醇=2.48 kj/(kg ·K) Cp,c,水=4.183 kj/(kg ·K)xF 0.45求得Q1 mCpc(tc2 tc1) 0.486 3.42 (77.6 30) 79.06kwth 150.9℃ tc1 30℃ tc2 77.6℃由于逆流操作， t1 th tc2 73.3℃ t2 th tc1 120.9℃tmt2t1120.973.3℃t295.12120.9lnlnt173.3選擇傳熱系數(shù)K≈400w/(m2·K)傳熱面積為A1 Q1(Ktm)79.0610002.08m240095.12冷凝器甲醇蒸餾出來(lái)進(jìn)入冷凝器，只發(fā)生氣相到液相的變化，溫度不變。VMV54.6931.79塔頂質(zhì)量流量mV0.483(kg/s)3600360064.5℃時(shí)，查得甲醇的汽化潛熱r甲1101kj/kg水的汽化潛熱r水 2344.6kj/kg冷凝水進(jìn)水溫度tc1 30℃ 出水溫度tc2 35℃由于逆流操作，t1 64.5 35 29.5℃ t2 64.5 30 34.5℃t2t134.529.5℃tm31.93lnt2ln34.5t129.5冷凝器選擇傳熱系數(shù) K≈600w/(m2·K)冷凝器傳熱面積 A2Q2(Ktm)537.77100028.07m260031.93冷卻器本工藝設(shè)定產(chǎn)品從 64.5℃冷卻到40℃時(shí)冷卻水從進(jìn)口溫度 30℃到35℃時(shí)由于逆流操作，t164.53529.5℃t2403010℃t2t129.510℃tm18.02lnt2ln29.5t110冷卻器傳熱系數(shù)取 K≈600w/(m2·K)冷卻器傳熱面積 A3Q3(Ktm)13.4110001.86m240018.02塔底再沸器最后一塊板的xN 0.0005，查圖一，塔底溫度接近 100℃,再沸加熱只發(fā)生相變，從液相到氣相。蒸氣從氣相到液相，溫度為150.9℃t150.910050.9℃100℃時(shí)，水的汽化潛熱 r100 2258.4kj/kg再沸器傳熱系數(shù)取 K≈800w/(m2·K)換熱器總費(fèi)用總傳熱面積A A1 A2 A3 A4 48.52m2換熱器費(fèi)用CF2000A200097046元7.3冷卻水費(fèi)用30℃時(shí)，Cpc,水 4.174kj/(kg K) t 5℃Cw 26.41 3600 8000 0.5/1000 380312元/年7.4蒸氣費(fèi)用150.9℃時(shí)，水的潛熱r150.9 2115.4kj/kgCs 0.35533600 8000 70/1000 716372元/年7.5年總費(fèi)用C 0.33 (CD CF) 1.05Cs Cw 1258862元/年四．精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算最適回流比Ropt的求取通過(guò)對(duì)R/Rmin與費(fèi)用關(guān)系的優(yōu)化計(jì)算，選取Ropt=1.1Rmin總費(fèi)用與R/Rmin的關(guān)系如圖所示。精餾塔氣、液相實(shí)際負(fù)荷：精餾段：L R D 0.93 25 23.33(kmol/h)提鎦段：L L qF 23.33 1 78.02 101.35(kmol/h)精餾、提鎦段操作方程：精餾段操作方程為：提鎦段操作方程為：精餾線與提鎦線相交于點(diǎn)d0.315，0.656理論塔板數(shù)N采用逐板計(jì)算法，用擬合的相平衡方程及精餾段、提鎦段操作線方程交替計(jì)算。運(yùn)用 Excel求得結(jié)果為：N 22.1塊，從第16塊板進(jìn)料。Excel 計(jì)算過(guò)程如圖。五、塔板主要工藝尺寸及流體力學(xué)性能計(jì)算塔徑初選以第一塊板氣液相組成為例，設(shè)板間距HT 350mm，hL 50mm，則HT hL 0.3m。查圖得C20 0.0575最大氣速為：取安全系數(shù)為0.78，則氣速為：計(jì)算塔徑為：塔徑應(yīng)該圓整為 D 0.7m2．塔徑初步核算因塔徑D=0.7m，所以可選取單溢流弓形降液管，查表， D=700mm時(shí),得塔截面積AT 0.7854m2 塔板間距HT 350mm堰長(zhǎng)lw 466mm 管寬Wd 87mm降液管面積Af0.02482Af/AT6.9%lw/D0.666ma．霧沫夾帶b．停留時(shí)間自以上兩項(xiàng)初步認(rèn)為塔徑取 0.7m合理堰及降液管設(shè)計(jì)a.堰長(zhǎng)lw 650mm上清液層how的計(jì)算由查得液流收縮系數(shù) E＝1.032，則c．板上清液層高度 hL的計(jì)算設(shè)hL' 0.05mhw hL'how 0.05 0.00473 0.045272m經(jīng)圓整 取hw＝50mmhL hw how 0.050 0.00473 0.05473md．降液管底部距下一板的間距 h0孔布置a．篩孔選擇取d0 4mm t/d0 3.4 則t 13.6mm由圖得A0/Aa 0.082b．邊緣區(qū)確定，取WS 0.065m WC 0.035m由圖得Aa 0.23m2則A00.230.0820.019m2c．孔數(shù)nn n'Aa 由 圖 得 n' 6000個(gè)60000.231380個(gè)漏液計(jì)算并驗(yàn)其穩(wěn)定性按漏液氣速考慮的負(fù)荷下限為設(shè)計(jì)值之48.98%塔板壓降hpa．干板壓降hc取板厚 3mm d0/ 1.133 由圖得C0＝0.84b．有效液層阻力hl篩孔動(dòng)能因數(shù)F0 W0 V 19.731.147 21.13 1由圖得有效液層阻力hl0.043m液柱則hphchl0.04220.0430.0852m液柱校該液泛情況霧沫夾帶計(jì)算結(jié)果整理計(jì)算數(shù)據(jù)整理序序項(xiàng)目數(shù)值項(xiàng)目數(shù)值號(hào)號(hào)1塔徑D0.7m10孔間距t13.6mm2板間距H0.35m11Wc35mm3塔板型式單流型12Ws65mm41.146m13孔數(shù)n1380個(gè)空塔速度/s5堰長(zhǎng)lw0.466m14開(kāi)孔面積0.0443m2A00.0852m液6 外堰高h(yuǎn)w 0.05m 15 塔板壓降柱0.05477 板上清液高度 16 停留時(shí)間 32.782s3m降液管底 與板間8 35mm 17 Hd 0.14m距h0霧沫夾帶 0.0594kg/9孔徑d04mm18e kg氣六．塔板相關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算1.計(jì)算示例：（以精餾段最后一塊板，即理論塔板第 15塊板為例）壓力P 101.3（15 1）hp 101.3 14 0.725 111.45kpa根據(jù)氣液相組成分?jǐn)?shù)查表，得沸點(diǎn) 77.5℃氣相密度vpMV111.4527.521.052kg/m3RT8.31477.5273.15查得甲醇密度763.62kg/m3水的密度980.77kg/m3液相密度氣相流量VMv48.3327.52m3/s36001.0523600vLML23.3322.473/s液相流量LS36000.000167m3600L868.757液體的平均表面張力計(jì)算由 t ＝77.5℃ 查得甲 醇 15.325mN/m 水63.01mN/m液體的平均黏度計(jì)算由 t ＝ 77.5℃ 查 得 甲醇 0.285mPa/s 水63.01mPa/s計(jì)算結(jié)果（計(jì)算方法與示例相同）七．描繪負(fù)荷性能圖（第一塊塔板）漏液線0.0056 0.13hL h L根據(jù)式WOM 4.4C0VW0（K取1）WOM得方程V2404733.626724.87L2/3過(guò)量霧沫夾帶線取eV=0.1時(shí)氣速作為設(shè)計(jì)的上限負(fù)荷，得方程332.46(V2/3)3.2270.70214.67L液泛線根據(jù)式Hd HThw一般 0.5得方程487.62/33.397820.00235210700LLV液相上限線根據(jù)式AfHTsLS5解得L 6.2496m3/h液相下限線根據(jù)式how2.841.032(L)2/3how6mm1000lw解得L 1.365m3/h操作線根據(jù)LS 0.0002652m3/sVS 0.372m3/s將操作點(diǎn)與原點(diǎn)連接即可。負(fù)荷性能圖如下：八附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)1.塔高計(jì)算間接蒸汽加熱裙座高度4m塔底最后一塊板距塔底1.2m塔頂?shù)谝粔K板距塔頂0.75m理論板數(shù)22.1塊（不含塔釜），精餾段15.2塊，提餾段6.9塊。實(shí)際精餾段N22.143.67塊，取44塊，第30塊板進(jìn)料，ET0.506進(jìn)料處板間距0.8m，每十塊板開(kāi)一個(gè)人孔，板間距為0.8m，共開(kāi)4個(gè)塔高41.20.750.84(434)0.35440.00322.94m泵的設(shè)計(jì)和選型(1).原料泵 ：工藝流程中進(jìn)料方式采用泵直接進(jìn)料進(jìn)料溫度30℃，查水 995.7kg/m3，甲醇 794.3kg/m3假設(shè)液體流速為1.2m/s選取管道d32mmb3.5mm即323.5mm的熱軋無(wú)縫鋼管對(duì)加料板面機(jī)械能衡算，地面為基準(zhǔn)面，假設(shè)管路總長(zhǎng) L=25m管路上安裝2個(gè)90的標(biāo)準(zhǔn)彎頭＝21.50.75泵排出管路上安裝一個(gè)搖板式止回閥 2入塔前安裝一個(gè)半球心閥 9.5流量計(jì)上下各安裝一個(gè)全開(kāi)球心閥6.4212.8預(yù)熱器阻力9.6所以 總＝1.5 2 9.5 12.8 9.6 35.4進(jìn)料口離地面高度：30℃時(shí) 水＝0.8007cp 已醇＝0.503cpRe在3000－3000000范圍內(nèi)且粗糙管內(nèi)徑為 25mm的新鋼鐵管，可用以下公式：h0.7252kPaP=p290.725221.03kPa選取泵IS50－32－200汽蝕余量h2.0mQ3.75m3/hhme13.1（2）.回流泵原料溫度為 64.5℃,查得：甲醇 763.62kg/m3 水980.77kg/m3假設(shè)流體流速為 0.8m/s選取Φ25mm2mm的冷拔無(wú)縫鋼管假設(shè)管路總長(zhǎng)L=100m管路上安裝3個(gè)90的標(biāo)準(zhǔn)彎頭＝32.250.75泵排出管路上安裝一個(gè)搖板式止回閥 2回流入塔前安裝一個(gè)半球心閥 9.5流 量 計(jì) 上 下 各 安 裝 一 個(gè) 全 開(kāi) 球 心 閥6.4 2 12.8全凝器的阻力12所以 ＝2.25 2 9.5 12.8 12 38.55總64.5℃時(shí)＝0.4386cp甲醇＝0.327cp水du0.021767.9080.76637217.744000屬于湍流Re1030.3319所以0.1(0.0009568)0.230.0258Re選取泵IS50－32－125汽蝕余量 h 2.0m Q 3.75m3/h he 5.4m名稱型號(hào)汽蝕余量m3揚(yáng)程he流量m/h原料泵IS50－32－2.03.7513.1200回流泵IS50－32－2.03.755.4125原料預(yù)熱器選用根據(jù)費(fèi)用估算時(shí)的計(jì)算方式算得的預(yù)熱器的面積 A 2.07m2得A＝2.07×1.05＝2.1817m2選取換熱器基本參數(shù)如下：公稱直徑 公稱壓力名稱 管程數(shù)N 管子根數(shù)nDg/mm Pg/MPa規(guī)格1591.6133管程流通面 計(jì)算換熱 換熱管長(zhǎng)度名稱 中心排管數(shù)積/m2 面積/m2 /mm規(guī)格70.00582.81500冷卻器選用根據(jù)前面方法算得到的冷卻器的面積A1.86m2得A＝1.86×1.05＝1.953m2選取冷卻器基本參數(shù)如下公稱直徑 公稱壓力名稱 管程數(shù)N 管子根數(shù)nDg/mm Pg/MPa規(guī)格1591.6115管程流通面計(jì)算換熱換熱管長(zhǎng)度名稱中心排管數(shù)面積/m2/mm積/m2規(guī)格50.00272.63000塔底再沸器的選用根據(jù)前面算法算得的再沸器的面積 A 14.597m22得A＝14.597×1.05＝15.326m公稱直徑 公稱壓力名稱 管程數(shù)N 管子根數(shù)nDg/mm Pg/MPa規(guī)格4001.6216管程流通面計(jì)算換熱換熱管長(zhǎng)度名稱中心排管數(shù)面積/m2/mm積/m2規(guī)格150.014518.62000全凝器選用蒸汽走殼程，餾出液走管程，水定性溫度 30 35/2 32.5℃，由前面算得冷凝面積為 24.8m2公稱直徑 公稱壓力名稱 管程數(shù)N 管子根數(shù)nDg/mm Pg/MPa規(guī)格5001.62256管程流通面計(jì)算換熱換熱管長(zhǎng)度名稱中心排管數(shù)面積/m2/mm積/m2規(guī)格180.0226292000接管尺寸設(shè)計(jì)進(jìn)料管前面已經(jīng)選取32mm3.5mm的熱軋無(wú)縫鋼管，且流速u1.142m/s符合要求出料管一般可取塔底出料管的料液流速 UW為0.5~1.5m/s，循環(huán)式再沸器的料液流速可取 1.0~1.5m/s，(本設(shè)計(jì)取塔底出料管的料液流速UW為0.8m/s)應(yīng)該選取 18mm1.5mm的冷拔無(wú)縫鋼管塔頂升汽管操作壓力為常壓時(shí)，蒸氣導(dǎo)管中常用流速 u為12~20m/s,設(shè)u10m/s應(yīng)選取兩根 114mm4mm并聯(lián)作為排氣管回流管①當(dāng)塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺(tái)時(shí)， 回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR可取0.2~0.5 m/s②當(dāng)用泵輸送時(shí)，可取1.5~2.5m/s( 本設(shè)計(jì)應(yīng)用前者，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR取0.5m/s)應(yīng)選取 32mm 2.5mm的熱軋無(wú)縫鋼管附： 汽液平衡數(shù)據(jù)X y x y x y0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.8700.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.9150.04 0.234 0.30 0.665 0.90 0.9