年產(chǎn)10萬噸異丙苯生產(chǎn)流程設(shè)計方案

1、1、背景1.1 設(shè)計背景某公司根據(jù)對市場的預(yù)測，酚衍生的可塑劑的市場需求將大大增加，為了滿足這部分市場需求，此公司決定投資一個新的石碳酸廠，而石碳酸需要異丙基苯作為原料，所以需要建立一個新的異丙基苯生產(chǎn)流程。異丙基苯的年產(chǎn)為10萬公噸；使用該公司的催化劑；原料使用含5%丙烷的丙烯進料，這樣比較純的原料每桶可以節(jié)約0.095美元；完成一個完整的基本設(shè)計，并作經(jīng)濟評價；整個生產(chǎn)過程要盡可能地節(jié)能。1.2 要求 以苯和丙烯為原料，使用公司的新催化劑，做一個優(yōu)化的基礎(chǔ)設(shè)計。 對生產(chǎn)過程作經(jīng)濟評價，使用以下的信息： 稅后最低預(yù)期資本回收率 = 9% 每年 折舊 = macrs 邊際稅率 = 35% 建設(shè)

2、周期 = 2 年工廠生命周期 = 10年（從開始運行起）2、過程設(shè)計分析2.1異丙苯生產(chǎn)過程的分析2.1.1異丙苯的合成 工業(yè)上用苯和丙烯生產(chǎn)異丙苯的方法有兩種：一種為三氯化鋁法，一種為固體硫酸法。 以三氯化鋁法作催化劑生產(chǎn)異丙苯時，在反應(yīng)中起催化作用的不是三氯化鋁，而是由三氯化鋁、烷基苯和氯化氫生成絡(luò)合物。烴化反應(yīng)是一個氣相反應(yīng)，絡(luò)合物在反應(yīng)液有一定的溶解度，在超過飽和濃度時，反應(yīng)體系的絡(luò)合物形成單獨的一相，習(xí)慣上稱為 非均相烴化反應(yīng)，其工藝稱為非均相三氯化鋁法（亦稱sd法）。采用絡(luò)合物濃度低于飽和溶解度的工藝，稱為均相法（亦稱monsanto法），這是美國monsanto公司開發(fā)的新工藝，

3、在1985年實現(xiàn)工業(yè)化。兩種方法沒有本質(zhì)的區(qū)別，其反應(yīng)機理相同。 由美國環(huán)球油品公司（uop）以磷酸作催化劑生產(chǎn)異丙苯的方法稱uop法。目前世界上有27套裝置采用這一工藝，其產(chǎn)量約占異丙苯總產(chǎn)量的80左右（不包括中國、獨聯(lián)體和東歐），是生產(chǎn)異丙苯的主要方法。 1985年cdtech開發(fā)了催化精餾法生產(chǎn)異丙苯工藝并進行了中試。雖然這是一個很有前途的新工藝，但目前尚未見到工業(yè)化的報道。本設(shè)計采用uop法生產(chǎn)異丙苯的工藝。這個反應(yīng)同時伴有副反應(yīng)，物性數(shù)據(jù)和反應(yīng)方程式如下：表-1 反應(yīng)系統(tǒng)中組分的物性參數(shù)分子量沸點（）標(biāo)準(zhǔn)生成含kcal/mol苯78.113680.0930.9544282丙烯42.0

4、806-47.6914.8442725異丙苯120.194152.4132.9368491二異丙基苯162.275210.535.3023789c3h6(氣相) + c6h6 (液態(tài)) > c9h12(液態(tài))deta h = -12.8618516 kcal/molr1 = k1 cp cb mol/g cat seck1 = 3.5 * 104 exp(-24.90/rt)c3h6（氣態(tài)） + c9h12(液態(tài)) > c12h18(液態(tài))deta h = -12.4787427 kcal/molr2 = k2 cp cc mol/g cat seck2 = 2.9 * 106 e

5、xp(-35.08/rt) *以上物性數(shù)據(jù)均來至aspen plus 10.2 版的數(shù)據(jù)庫2.12 反應(yīng)過程的分析1、反應(yīng)是個吸熱過程，反應(yīng)過程中所需要的熱量由進料和殼程流體提供，所以反應(yīng)器前應(yīng)該有預(yù)熱部分。2、k = 生成物物質(zhì)量/反應(yīng)物物質(zhì)量 由此定一個溫度（至少應(yīng)該氣化，提高催化劑的效率）。3、反應(yīng)是一個體積減小的反應(yīng)，增加壓力可以增加轉(zhuǎn)化率，選擇相應(yīng)的壓力。4、而且，反應(yīng)物在反應(yīng)器中的停留時間需要進一步計算得到。5、烯烴在高溫下會發(fā)生聚合，所以苯應(yīng)該過量，對丙烯進行稀釋，以防止丙烯的聚合。而且異丙苯生成后，會繼續(xù)與丙烯結(jié)合成二異丙苯，需要使苯過量，減少這種副反應(yīng)2.1.3異丙苯產(chǎn)品分離

6、過程分析 由前面分析可知，在異丙苯的合成過程中，由于苯的大大過量和作為稀釋劑丙烷的存在，反應(yīng)器出口含有大量未反應(yīng)的原料和稀釋劑，還有生成的少量多烴化物。因此必須對反應(yīng)產(chǎn)物進行分離。在本設(shè)計中，首先用一個精餾塔將產(chǎn)物中水、丙烷和部分苯分離出來，另外一部分苯、多烷基化合物和異丙苯再進行分離出多烷基化合物和異丙苯，多烷基化合物和異丙苯最后進入一精餾塔分離出異丙苯，異丙苯的純度為99.9%。3異丙苯生產(chǎn)過程的設(shè)計3.1反應(yīng)系統(tǒng)甲方公司已經(jīng)開發(fā)出了反應(yīng)器如下： 殼管固定床反應(yīng)器，并假設(shè)以下的裝配數(shù)據(jù)： 催化劑顆粒直徑：dp = 3 mm 催化劑顆粒密度：p(cat) = 1600kg/m3 空隙比 e

7、= 0.50 固定管到管壁的傳熱系數(shù)： h = 60 w/mc 使用象換熱器一樣的標(biāo)準(zhǔn)管布局2.1.2反應(yīng)條件uop法采用塔式固定床反應(yīng)器，苯和辨別稱為液相進料，但也有氣相存在，出口則為氣液混合物，反應(yīng)溫度控制在350左右,反應(yīng)壓力為2.05.0mpa，在工藝條件中控制原料的配比很重要，這與三氯化鋁法類似，不過對upo工藝來說，不僅要控制苯和丙烯的比（mol），還要控制作為稀釋劑加入的丙烷和丙烯的比（稱為烷烯比）。苯和丙烯的比（mol）控制在2：1，苯的大量過量是為了減少二異丙苯的生成（在uop法中二異丙苯不能反烴化），其另一個作用是丙烯得到充分的稀釋，減少丙烯的自聚反應(yīng)。烷烯比控制在810：

8、1左右，加入丙烷可以稀釋丙烯，減少自聚反應(yīng)，丙烯自聚不僅降低丙烯選擇性，也影響異丙苯的質(zhì)量（丙烯二聚體與異丙苯沸點相近，很難分離）。同時自聚物可以沉積在催化劑上，降低催化劑的壽命，加入丙烷的另一個作用保證脫丙烷塔的正常運行，而且丙烷蒸出時帶出的大量的苯可以減輕塔的負荷。spa催化劑對原料中水分的要求嚴格，催化劑中流離酸的含量是通過控制進料水分含量來實現(xiàn)的（200250ppm），因此要嚴格控制水分含量，此外，原料中的硫、氨、堿性有機物能引起催化劑中毒，亦應(yīng)嚴格控制。2.1.3反應(yīng)選擇性和轉(zhuǎn)化率在上述反應(yīng)條件下，丙烯大部分轉(zhuǎn)化，轉(zhuǎn)化率為92,其中90的丙烯反應(yīng)生成異丙苯，2的丙烯生成二異丙苯。2.

9、1.4反應(yīng)的循環(huán)結(jié)構(gòu) 在異丙苯合成反應(yīng)中，由于丙烯不能完全轉(zhuǎn)化和苯的過量以及稀釋劑丙烷和副產(chǎn)物二異丙苯的存在，因此必須對反應(yīng)后的物流進行分離，使丙烯、丙烷和苯同其它的組分分離出來，通過循環(huán)返回反應(yīng)器，從而提高反應(yīng)物的利用率。其循環(huán)結(jié)構(gòu)如下：原料預(yù)熱產(chǎn)品分離反應(yīng)系統(tǒng)未反應(yīng)的苯圖-1-1 生產(chǎn)系統(tǒng)功能流程圖苯丙烯丙烷異丙苯二異丙苯燃料氣 2.1.5 產(chǎn)量和進料量 本設(shè)計中的異丙苯的產(chǎn)量為100,000噸/年，異丙苯的純度為99（重量），按一年有2個星期的檢修期，實際的生產(chǎn)時間為350天，則產(chǎn)品的流量為約93kmol/h。 反應(yīng)物中苯和丙烯的摩爾比取2：1，丙烯和丙烷的摩爾比取10：1，循環(huán)比取1：

10、1，根據(jù)反應(yīng)的轉(zhuǎn)化率可得： 苯的進料流量為：210mol/h，新鮮苯的進料流量為105mol/h。 丙烯的進料流量為：105mol/h 丙烷的進料流量為：10mol/h。2.2分離系統(tǒng)設(shè)計2.2.1分離序列 由于反應(yīng)產(chǎn)物中存在未反應(yīng)的苯、丙烯、稀釋劑丙烷、產(chǎn)物異丙苯和副產(chǎn)物多烷基苯，必須將產(chǎn)物異丙苯分離出來，同時將未反應(yīng)的苯和丙烯循環(huán)使用。因此，存在分離序列的選擇。本設(shè)計采用啟發(fā)探索法進行排序。排定塔序的推理法如下： 1、流量最大的組分最先分離。 2、最輕的組分最先分離。 3、高收率的組分最后分離。 4、分離困難的組分最后分離。 5、等摩爾分割優(yōu)先。 6、下一個分離應(yīng)該是最便宜的。 由前面所給

11、的進料條件和反應(yīng)條件可以計算得出反應(yīng)器的出口物流組成見表2-1，表2-1列出了個物質(zhì)的沸點：表2-1反應(yīng)產(chǎn)物的流量和沸點組分苯丙烯丙烷異丙苯二異丙苯流量（mol/h）1098.868.0694.42.8沸點（）80.9-47.69-42.04152.41210.5 由表21可知，按分離序列規(guī)則，丙烯和丙烷應(yīng)該最先分離，由于丙烯和丙烷的沸點和其它組分相差很大，可以先進入一個閃蒸罐把一部分的丙烯和丙烷分離出來作為燃料氣，同時它可以帶走大量的熱量，也可以避免反應(yīng)循環(huán)體系中有害雜質(zhì)磷、硫的積累。閃蒸罐底部的出料進入一個精餾塔把丙烯、丙烷分離出來，這一部分的物流回流反應(yīng)器，精餾塔底部的物流再進入一個精餾

12、塔把異丙苯分離出來，其流程如圖22：反應(yīng)產(chǎn)物閃蒸燃料氣丙烯塔異丙苯塔循環(huán)氣異丙苯二異丙苯圖2-1 反應(yīng)產(chǎn)物分離序列2.2.2閃蒸罐分離條件的確定 根據(jù)反應(yīng)產(chǎn)物分布和其沸點分布，以及保證反應(yīng)循環(huán)體系中的磷、硫的含量不超過一定的標(biāo)準(zhǔn)。閃蒸罐可以采用常壓操作，其操作溫度約為90。利用apsen-plus流程模擬軟件模擬的操作條件為表22：表22 閃蒸罐分離條件溫度（）壓力(bar)物流流量（kmol/h）熱負荷（watt）進料頂部底部閃蒸罐901.75223.1319.90203.22-4.56e+092.2.3 丙烯塔分離條件的確定 根據(jù)閃蒸罐的底部出料的各組分濃度分布和其沸點，丙烯塔采用常壓操作

13、，進料采用泡點進料。根據(jù)分離精度要求，用apsen可以得到塔板數(shù)，塔內(nèi)溫度和壓力分布，回流比，塔頂和塔底產(chǎn)品流率，塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷。擬設(shè)塔的分離要求為：進料物流中丙烯、丙烷全部從塔頂采出，二異丙苯從塔底全部采出。通過簡捷法模擬的結(jié)果得到上述分離要求下的最小回流比為0.27。在實際生產(chǎn)中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本設(shè)計中取實際回流比r1.2rmin,經(jīng)過嚴格模擬法塔計算得到的操作條件如表23所示，各股物流的流量及組成如表24所示。2.2.4 異丙苯塔分離條件的確定 根據(jù)丙烯的底部出料的各組分濃度分布和其沸點，異丙苯塔采用常壓操作，進料采用泡點進料。根據(jù)分離精度要求

14、，用apsen可以得到塔板數(shù)，塔內(nèi)溫度和壓力分布，回流比，塔頂和塔底產(chǎn)品流率，塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷。擬設(shè)塔的分離要求為：進料物流中丙烯、丙烷在塔頂?shù)幕厥章蕿?9，二異丙苯在塔底的回收率為99。通過簡捷法模擬的結(jié)果得到上述分離要求下的最小回流比為0.73。在實際生產(chǎn)中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本設(shè)計中取實際回流比r1.2rmin,經(jīng)過嚴格模擬法塔計算得到的操作條件如表23所示，各股物流的流量及組成如表24所示。表23 分離系統(tǒng)操作條件理論板數(shù)nt回流比r壓降(bar)溫度t()最小實際進料塔頂塔釜丙烯塔140.270.330.39053.29177.96異丙苯塔190

15、7308803177.96173.34218.77進料位置nf物流流量（mol/h）熱負荷（wat）進料塔頂塔釜塔頂冷凝器.塔釜再沸器丙烯塔6203.23106899634-1389168.451836653.53異丙苯塔996.3492.63.74-17625301744700表24各股物流的流量及組成塔物流流量(kmol/h)苯(kmol/h)丙烯(kmol/h)丙烷(kmol/h)異丙苯(kmol/h)二異丙苯(kmol/h)丙烯塔進料203.23101.102.902.8093.702.71塔頂106.89100.272.902.800.91塔釜96.340.849278272異丙苯塔

16、進料96.340.849278272塔頂92.60.8491.76塔釜3.941.022.712.3 換熱網(wǎng)絡(luò)合成2.3.1各換熱單元的熱負荷計算 本設(shè)計的換熱單元如下：反應(yīng)物料首先經(jīng)過一個換熱器預(yù)熱，再經(jīng)過一個燃燒爐加熱至350，物料反應(yīng)完以后通過一個冷凝器冷卻至90，該冷卻物流進入一個閃蒸罐進行等溫等壓閃蒸。除了這些換熱單元之外還有丙烯塔的冷凝器和再沸器，異丙苯塔的冷凝器和再沸器，可以通過aspen模擬計算得到各個用能單元的物流的交換的熱量和起始的溫度。2.3.2換熱網(wǎng)絡(luò)的合成 為了充分利用系統(tǒng)能量，降低公用工程消耗，本設(shè)計采用夾點分析進行換熱網(wǎng)絡(luò)合成。經(jīng)過能量優(yōu)化匹配可得到該系統(tǒng)的換熱網(wǎng)

17、絡(luò)，hex和精餾塔的冷凝器冷物流的出口，對 h-01對原料進行預(yù)熱，加熱達到所要求的溫度，通過反應(yīng)器reactor的加熱物流，可以用于再沸氣的熱源，其它用能單元用公用工程加熱或冷卻。2.4 異丙苯過程流程 經(jīng)過模擬分析，我們確定生產(chǎn)流程如下：附 錄單元操作的結(jié)構(gòu)參數(shù)，和操作參數(shù)h-01功能是將混合物料預(yù)熱，以節(jié)約燃料爐的能耗，熱物流使用精餾塔冷凝器的冷卻物流。出口溫度：40出口壓力：31.75 bar能耗： 447 kw物流相態(tài)：液態(tài)加熱爐：furnace將物料加熱到反應(yīng)進行的溫度出口溫度：350出口壓力：31.75 bar能耗： 5407.8kw物流相態(tài)：氣態(tài)反應(yīng)器：reactor反應(yīng)進行的

18、場所，此反應(yīng)器是給定的恒溫列管式固定床反應(yīng)器。結(jié)構(gòu)參數(shù)： 列管數(shù)： 234根 管長： 6m 管徑： 7.62cm操作參數(shù)： 溫度：350 恒溫 壓力：31.75bar計算結(jié)果： 停留時間：88秒輸入輸出產(chǎn)生物料平衡kmol/hr320.270159215.270159-105物料平衡kg/hr21073.038821074.3877能量平衡kw8105.879135167.43246換熱器：hex降低反應(yīng)后物流的溫度，以便于分離系統(tǒng)的操作，并可以回收大量的熱。出口溫度：100出口壓力： 1.75 bar能耗： -5163.1791 kw物流相態(tài)：液態(tài)閃蒸器：flash將物流中的丙烷氣體進行分離

19、，因為丙烷和其他物質(zhì)的沸點相差很大，而且常溫常壓下是氣態(tài)，所以通過閃蒸分離。分離在100，壓力1.75 bar下操作物流結(jié)果：infuelgastodistiltemperature c 100100100pressure bar 1.751.751.75vapor frac 010mole flow kmol/hr 215.2711.798203.472mass flow kg/hr 21074.39772.620301.79volume flow cum/hr 25.402202.97125.916enthalpy mmbtu/hr 0.0150.0112.301mole flow kmo

20、l/hr propy-01 000 isopr-01 96.9820.70496.278 benze-01 103.1725.81697.356 p-dii-01 5.8550.0075.848 propa-01 9.2615.273.991苯精餾塔：benz將物流中未反應(yīng)的苯分離，并作為回流與原料混合。結(jié)構(gòu)參數(shù)：實際塔板數(shù)：27 板的murphree效率：0.5全凝器： 1個再沸器： 1個進料板： 21塊理論板上操作參數(shù)：塔頂物流流量：105 kmol/hr回流比： 0.44塔頂壓力： 1.5 bar計算結(jié)果：物流結(jié)果todistiltoisopr-01recycletemperature

21、c 100175.758.2pressure bar 1.751.71.5vapor frac 000mole flow kmol/hr 203.47298.472105mass flow kg/hr 20301.78812081.5478220.251volume flow cum/hr 25.91616.7699.943enthalpy mmbtu/hr 2.301-0.8594.393mole flow kmol/hr propy-01 000 isopr-01 96.27892.6173.661 benze-01 97.3560.00797.349 p-dii-01 5.8485.84

22、80 propa-01 3.99103.991塔的分布結(jié)果 temperaturepressureheat dutyliquid flowvapor flow cbarmmkcal/hrkmol/hrkmol/hr158.29694231.5-1.307698546.20299.80955841.50714286047.5039251151.23108.2911791.51428571042.8504563152.5039254116.3234751.52142857039.8476995147.8504565122.1402091.52857143038.5121221144.8476996

23、125.3493981.53571429037.9802912143.5121227126.9130481.54285714037.7573694142.9802918127.6696211.55037.6509124142.7573699128.0693581.55714286037.5898693142.65091210128.3178221.56428571037.5469564142.58986911128.503251.57142857037.5112403142.54695612128.6626961.57857143037.4781441142.5112413128.811733

24、1.58571429037.4455676142.47814414128.957151.59285714037.4122916142.44556815129.1023161.6037.3772563142.41229216129.2495191.60714286037.339177142.37725617129.4010741.61428571037.2964519142.33917718129.5596071.62142857037.2492793142.29645219129.7240871.62857143037.2240007142.24927920129.8442581.635714

25、29037.5173878142.22400121129.3659841.64285714041.2119303142.51738822122.8464831.650261.768636145.25593823130.0135971.657142860262.493213162.8931724137.7150561.664285710261.930852163.61774725146.9007941.671428570263.588567163.05538626156.1965051.678571430268.008312164.71310127163.81771.685714290273.5

26、440361690271651.692857140276.172567174.6685729174.1431661.71.6070224898.8754663177.297101isopr-01： 分離異丙苯和二異丙苯，塔頂抽出最終產(chǎn)品異丙苯。結(jié)構(gòu)參數(shù)：實際塔板數(shù)：37 板的murphree效率：0.5全凝器： 1個再沸器： 1個進料板： 28塊理論板上操作參數(shù)：塔頂物流流量：95.6 kmol/hr回流比： 0.63塔頂壓力： 1.5 bar計算結(jié)果：物流結(jié)果：incumenedipbtemperature c 174.1167.6233.4pressure bar

27、 1.71.51.7vapor frac 000mole flow kmol/hr 98.87595.63.275mass flow kg/hr 12112.05811580.801531.258volume flow cum/hr 16.77915.9040.781enthalpy mmbtu/hr -0.87-0.78-0.183mole flow kmol/hr propy-01 000 isopr-01 91.53491.5280.006 benze-01 0.9640.9640 p-dii-01 6.3773.1083.269 propa-01 000塔的分布：temperature

28、pressureheat dutyliquid flowvapor flow cbarmmkcal/hrkmol/hrkmol/hr1167.6374961.5-1.386917760.22802170.3499671.50526316059.1433818155.8283172.1936551.51052632057.6907027154.7433824174.0706731.51578947056.1527205153.2907035176.0384151.52105263054.6527492151.7527216178.0099931.52631579053.3028154150.25

29、27497179.8617751.53157895052.1571451148.9028158181.5021281.53684211051.2461366147.7571459182.8688991.54210526050.5562214146.84613710183.9526691.54736842050.04232071467906541.55263158049.6642687145.64232112185.4314451.55789474049.3868534145.26426913185.921931.56315789049.1822684144.98685

30、314186.3014111.56842105049.0286765144.78226815186.6008661.57368421048.9116456144.62867716186.8427451.57894737048.8156115144.51164617187.0428711.58421053048.744144144.41561118187.2167611.58947368048.6789856144.34414419187.371041.59473684048.6230072144.27898620187.5119251.6048.5722653144.22300721187.6

31、433411.60526316048.52474791447680291.61052632048.4790755144.12474823187.8887831.61578947048.4364232144.07907524188.0052021.62105263048.396308144.03642325188.1173111.62631579048.386124143.99630826188.1983921.63157895048.763519143.98612427187.8420111.63684211054.637505144.36351928181.6720

32、131.642105260148.507203149881561.647368420144.710168145.23173730193.8274651.652631580140.674534141.43470131202.4295091.657894740137.848795137.39906832211.5357331.663157890137.289484134.57332933219.4489481.668421050138.586892134.01401834225.1691891.673684210140.461571135.31142635228.7888

33、141.678947370142.0291051379144411.684210530143.073137138.75363837232.1331061.689473680143.6999139.7976738232.8454711.694736840143.942132140.42443439233.3868811.71.363664933.27546626140.666666塔板設(shè)計塔板設(shè)計：塔中采用泡罩板一個流向（如圖）板間距： 0.6米設(shè)計規(guī)定最大液泛因子為：0.8漏液區(qū)為板面積的10%堰高為 3 英寸計算結(jié)果：塔benz直徑為：1.39米降液管面積：0.1m

34、2降液速度：0.0835 米/秒堰長：1.01 米塔isopr-01直徑為：1.37米降液管面積：0.1m2降液速度：0.0646 米/秒堰長：0.995 米塔benz的塔板計算分布液泛因子降液速度降液管余量板負荷余量壓降 m/secmeter bar20.378984260.009583020.149564280.245348240.0042786430.376868160.009446580.149025130.24446380.0042077740.376139990.00942740.148836270.244153990.0041600950.376434580.009494890.

35、148916190.244285090.0041359460.376495260.009550650.148972250.244377050.0041227470.376128190.009577010.148948040.244337330.0041135580.375500430.009584750.148872520.244213450.0041058290.374751090.009583520.148772610.244049550.00409867100.373951870.009578380.148662460.243868860.00409178110.37313470.009

36、571580.148548420.24368180.00408503120.372313010.009564080.148433180.243492740.00407835130.371492120.009556260.148317770.243303420.00407172140.370673770.009548230.148202520.243114370.00406512150.369858250.009540020.148087460.242925620.00405854160.369044710.009531540.147972350.242736790.00405196170.36

37、823260.009522760.147857060.242547670.00404537180.367425370.009514170.147742640.242359980.00403877190.366682220.009512960.1476460.242201440.00403278200.366622620.009593150.147742560.242359850.00403381210.374316150.010510220.149899420.2458980.00411235220.48953460.064676630.219182270.359550970.00593482

38、230.50940120.067206060.222596310.365151430.00603024240.528966810.069885420.226188440.371044030.00612295250.556664210.073409470.240498930.394519250.00642067260.590956690.077516190.247231580.405563610.00661407270.624141410.081372460.254072460.416785520.00681699塔isopr-01塔板計算分布：液泛因子降液速度降液管余量板負荷余量壓降 m/se

39、cmeter bar20.546977090.018877450.178433550.292705960.0052830730.543998380.018719720.177954830.291920660.0052492440.540744340.018535720.177419450.291042410.0052133550.537579060.018355150.176898140.290187240.0051780660.534739860.018197830.176437040.289430840.0051457270.532280420.01806790.176045780.288

40、7890.0051172780.530240170.017970350.175733570.288276850.0050934190.528553450.017900060.175487710.287873540.00507382100.52710560.017847770.175286030.287542710.00505758110.525827120.017807890.175115220.28726250.00504388120.524665960.017776310.174965430.287016780.00503206130.523586380.017750320.174830040.286794690.00502159140.522560630.017727840.174703980.286587880.00501207150.521575020.017707930.174584840.286392450.00500324160.520599320.017688180.174