甲醇乙醇分離過程精餾塔設(shè)計.doc

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1、 課程設(shè)計說明書 （浮閥塔設(shè)計） 專 業(yè)： 班 級： 姓 名： 指導(dǎo)教師： 目錄 一、設(shè)計方案與工藝流程圖 4 二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 4 1、進料流量及組成 4 2、進料流量 5 三、物料橫算 5 四、確定操作條件 5 1確定操作壓力 5 2確定操作溫度 5 五、確定q及最小回流比 6 六、理論板數(shù)與實際板數(shù)及適宜回流比 8 七、確定冷凝器與再

2、沸器的熱負荷 9 冷凝器 9 再沸器 13 八、塔徑的計算及板間距的確定 14 1汽、液相流率 14 2將以上求得的流率換成體積流率 15 3塔徑的計算 16 九、堰及降液管的設(shè)計 17 1取堰長 17 2取堰寬及降液管面積 17 3、停留時間 17 4、堰高 18 5、降液管底端與塔板之間的距離 18 6、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 18 十、塔板流體力學驗算 20 精餾段 20 提餾段 22 十一.塔板的負荷性能圖 23 精餾段 23 精餾段 25 十二、主要接管尺寸的選取 28 1、進料管 28 2、回流管 28 3、釜液出口管 29 4、塔

3、頂蒸汽管 29 5、加熱蒸汽管 29 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 姓名： 專業(yè)： 班級： 一、設(shè)計題目：浮閥塔的設(shè)計 二、設(shè)計任務(wù)：甲醇-乙醇分離過程精餾塔設(shè)計 三、設(shè)計條件： 處理量 項目 3.4萬噸原料/年 進料組成 （質(zhì)量分數(shù)）/% 甲醇 乙醇 36.3 63.7 分離要求 塔頂乙醇含量（摩爾分數(shù)） 塔底乙醇含量（摩爾分數(shù)） 年開工時間 7200h 完成日期 2011年4月10日 進料

4、狀態(tài) 冷夜進料 四、設(shè)計的內(nèi)容和要求： 序號 設(shè)計內(nèi)容 要求 1 工藝計算 物料衡算，熱量衡算，回流比，理論塔板數(shù)等 2 結(jié)構(gòu)設(shè)計 塔高，塔經(jīng)，溢流裝置及塔板布置，接口管的尺寸等 3 流體力學驗算 塔板負荷性能圖 4 冷凝器的傳熱面積和冷卻介質(zhì)的用量計算 5 再沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量計算 6 計算機輔助計算 將數(shù)據(jù)輸入計算機，繪制負荷性能圖 7 編寫設(shè)計說明書 目錄，設(shè)計任務(wù)書，設(shè)計計算及結(jié)果，流程圖，參考資料等

5、 一、設(shè)計方案與工藝流程圖 1、設(shè)計方案 本次課程設(shè)計的任務(wù)是設(shè)計乙醇精餾塔，塔型為浮閥塔，進料為兩組分進料（甲醇、乙醇）。因為甲醇為輕組分乙醇為重組分，甲醇由塔頂蒸出，而乙醇則存在于塔底產(chǎn)品中。因此，可用一個塔進行精餾分離。 由于要分離的混合物各組分在常壓下是液相，無法分離，因此必須在常壓下進行蒸餾分離。同時在塔頂設(shè)置冷凝器，在塔底設(shè)置再沸器，由于塔頂不需汽相出料，故采用全凝器。 2、工藝流程圖 　　　　　　　　 原料 再沸器 再沸器 捕集器 冷凝器 采出 接收收 冷凝器 捕

6、集器 二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 1、進料流量及組成 （1）將進料組成由質(zhì)量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(shù) 2、進料流量平均分子質(zhì)量: 、 物料組成 W=34000000/(46.0730024)=102.5kmol/h. (1)原料熱力學狀態(tài) 進料溫度：20℃ (2)冷卻介質(zhì)及溫度，加熱介質(zhì)及溫度 冷卻介質(zhì)為水，加熱介質(zhì)為水蒸氣 三、物料橫算 其中： xW=0.03 則qnF=196.07kmol/h. 四、確定操作條件 1確定操作壓力：P 28Kpa 2確定操作溫度： 由t-X-Y圖知：塔頂溫度為65

7、.6攝氏度，塔底溫度為77.8攝氏度如上圖所示： 五、確定q及最小回流比 已知進料溫度為20℃，由t-x-y得泡點溫度70.6℃，則查得45.3℃（取進料溫度和泡點溫度的平均值）情況下對應(yīng)甲醇乙醇的比熱容分別為： 查得此時的甲醇乙醇的汽化潛熱分別為 則 所以q線方程為 如圖所示的操作線的圖： 由q線方程與操作線方程可知其交點為 六、理論板數(shù)與實際板數(shù)及適宜回流比 由吉利蘭求理論板數(shù)，先求出最小理論板數(shù)，再根據(jù)吉利蘭關(guān)系式求理論板數(shù)N。

8、 = =9.4 不同的R值對應(yīng)的N值如下： R 3 3.25 3.5 3.75 4 4.25 4.5 0.155 0.205 0.249 0.288 0.324 0.356 0.385 0.472 0.438 0.410 0.385 0.363 0.343 0.325 N 19.59 18.285 17.322 16.537 15.9 15.352 14.89 其中：Y=0.545827-0

9、.591422X+0.002743/X 式中：X= Y= 根據(jù)N-R關(guān)系可得R=3.25（1.37倍的）可為適宜回流比。 理論板數(shù)（不包括再沸器） 設(shè)得 七、確定冷凝器與再沸器的熱負荷 上式中的、分別為塔頂、塔底混合物的汽化潛熱，為塔底混合物流率。由陳氏公式求取，方法相同，可得如下數(shù)據(jù)： 塔頂 塔底 項目 甲醇 乙醇 項目 甲醇 乙醇 0.66 0.656 0.661 0.656 0.0129 0.016 0.0148 0.0188 r（kJ/kmol） 44111.3 41585 r（k

10、J/kmol） 33560.167 30676.674 所以=（3.25+1）93.57（44111.30.91+415850.09） =1.75kJ/h 同理可得：=423.162（33560.160.03+30676.6740.97） =1.302 kJ/h 冷凝器 1、估算傳熱面積：初選換熱器型號 (1)甲醇的定性溫度=℃ 查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：,， 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇冷卻水的溫升為8℃水的定性溫度= 查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,， (2)熱負荷的計算 93.5788.311

11、.2=25.7kw=25700w 冷卻水耗量 == （3）確定流體的流徑 該設(shè)計任務(wù)的熱流體為甲醇，冷流體為水，為使甲醇通過殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，令甲醇走殼程，水走管程。 （4）計算平均溫度差 暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差 甲醇 65.6 54.4 水 43 35 22.6 19.4 計算R和P，R= P== 由RP值查圖得選用單殼程可行， （5）選K值，估算傳熱面積 取K=450 S= （6）初選換熱器型號 由于兩流體溫差<50，可選用固定管板式換熱器。由固定

12、管板式換熱器的系列標準，初選換熱器的型號。主要參數(shù)如下：外殼直徑159m公稱壓力1.6MPa，公稱面積2.7管子Ф252.5mm，管子數(shù)11，管長3000mm，管中心距32mm，管程數(shù) 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面積 0.0035實際換熱面積=n（L-0.1）=11=2.5采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為 == 核算壓降 （1）管程壓降=1.4,=1,=1 ===0.22m/s ===6520(湍流) 對于碳鋼管，取管壁粗糙度?=0.1mm ==0.005 由λ-關(guān)系圖得λ=0.0425=153.1Pa =72.048Pa （

13、2）殼程壓降 =1.15，=1 管子為正三角形排列F=0.5 =1.1=1.1=3.6 取折流擋板間距z=0.015m 殼程流通面積 殼程流速 = 所以 計算結(jié)果表明，管程和殼程的壓降均能滿足設(shè)計條件。 1、 核算總傳熱系數(shù) （1）、管程對流傳熱系數(shù)ai =4.42 ai=0.023? (2)殼程對流傳熱系數(shù) 其中： 殼程中甲醇被冷卻，故取 （3）污垢熱阻 管內(nèi)外側(cè)污垢熱阻分別取 (4)總傳熱系數(shù)K 管壁熱阻可忽略時，總傳熱系數(shù)K K= 故所選擇的換熱器是合適的，安全系數(shù)為 故選用固

14、定管板式此型號換熱器 再沸器 1、估算傳熱面積：初選換熱器型號 (1)乙醇的定性溫度=℃ 查得甲醇在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,， 根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，選擇水的溫降為10℃水的定性溫度= 查得水在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)：，,， (2)熱負荷的計算 10250074.49(86.2-77.8)=17800w 冷卻水耗量== （3）確定流體的流徑 該設(shè)計任務(wù)的熱流體為水，冷流體為乙醇，為提高加熱效果，令水走殼乙醇走管程。 （4）計算平均溫度差 暫按單殼程、雙管程考慮，先求逆流時平均溫度差 水 110 100 乙醇 77.8 86.2

15、 22.2 23.8 計算R和P，R= P== 由RP值查圖得選用單殼程可行， （5）選K值，估算傳熱面積 取K=450 S= （6）初選換熱器型號 由于兩流體溫差<50，可選用固定管板式換熱器。由固定管板式換熱器的系列標準，初選換熱器的型號。主要參數(shù)如下：外殼直徑159mm，公稱壓力1.6MPa，公稱面積1.7管子尺寸252.5mm，管子數(shù)11，管長2000mm，管中心距32mm，管程數(shù) 1，管子排列方式 正三角形，管程流通面積 0.016實際換熱面積=n（L-0.1）=11=2.5采用此換熱面積的換熱器，要求過程的總傳熱系數(shù)為== 此換熱器滿足

16、要求，選擇此型號換熱器。 八、塔徑的計算及板間距的確定 在精餾塔設(shè)計中，對精餾段和提留段分別進行設(shè)計。精餾段根據(jù)塔頂?shù)谝粔K板的條件進行設(shè)計，提餾段根據(jù)塔底條件進行設(shè)計。 1汽、液相流率 （1）、精餾段： （2）提餾段： 2將以上求得的流率換成體積流率 由 此時Z=1，可得甲醇乙醇的平均密度即 =1.1930.91+1.7150.009=1.24kg/ 同理可得 kg/ 同樣的方法可以求的提餾段的、即 （1）體積流量：精餾段 則V==397.673 L==304.103 同理可得提餾段的體積流量

17、： =32.069 3塔徑的計算 用史密斯泛點關(guān)聯(lián)法計算塔徑。 （1）精餾段 ①最大氣速 C 先確定C，設(shè)=0.4m =0.05m 根據(jù)=0.031 -=0.35m查得=0.084 查表得在塔頂溫度下的甲醇乙醇的表面張力為=17.7dyn/cm =18.2dyn/cm 所以σ=17.745 dyn/cm =0.084 C= 代入可得 C=0.082=2.016m/s ②設(shè)計氣速 =0.75=1.512 m/s ③塔徑 == （2）提餾段 ①最大

18、氣速 C 先確定C，設(shè)=0.4m =0.05m 根據(jù)=0.085 -=0.35m查得=0.075 查表得在塔底溫度下的甲醇乙醇的表面張力為=16.8dyn/cm =17.2dyn/cm 所以σ=17.118 dyn/cm =0.075 C= 代入可得 C=0.082=1.79m/s ②設(shè)計氣速 =0.75=1.346 m/s ③塔徑 == 圓整取D=1.6m 4、塔截面積 0.785=2.0096 九、堰及降液管的設(shè)計 1取堰長

19、 =0.6D=0.61.6=0.96m 2取堰寬及降液管面積 /D=0.96/1.6=0.6查圖得可得 3、停留時間： 精餾段時間； 提餾段時間： 4、堰高 （1）精餾段 降液管堰高 =2.84E=2.84 取=0.05m -=0.05-0.017=0.033m （2）提餾段 降液管堰高 =2.84E=2.84 取=0.05m -=0.05-0.029=0.021m 5、降液管底端與塔板之間的距離 精餾段： 提餾段： 6、塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 精餾段： 取閥孔動能因數(shù)，則孔速

20、 求每層塔板的上的浮閥數(shù)即 N== =277 取邊緣區(qū)寬度：0.06m 泡沫區(qū)寬度：0.10m 計算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即： R= X= 帶入得 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t=75mm，t＇=65mm。 由圖查得N=280， 則，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) uo=2.97643.140.0390.039280=8.897m/s 則Fo=8.897ρV=8.8971.24=9.907 m/s 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9-12范圍內(nèi)。 塔板開孔率=uuo=1.512/8.897=16.99% 提餾段： 取閥孔動能因數(shù)，則孔速

21、uo=FoρV=102.088=6.92m/s求每層塔板的上的浮閥數(shù)即 N=9251.3994π0.0390.03936006.92=311 取邊緣區(qū)寬度：0.06m 泡沫區(qū)寬度：0.10m 計算塔板上的鼓泡區(qū)的面積，即： R= X= 帶入得 浮閥排列方式采用等邊三角形叉排，取t=72mm，t＇=63mm。 有圖查得N=314， 則，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： uo=2.5743.140.0390.039314=6.851m/s Fo=8.897ρV=8.8972.088=9.899m/s 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在

22、9-12范圍內(nèi)。塔板開孔率=uuo=1.346/6.851=19.64% 十、塔板流體力學驗算 精餾段： （1）氣相通過浮閥塔板的壓強降 hp=hc+h1+hσ ① 干板阻力： uoc=1.82573.1ρV=9.335m/s 因uo

23、1=471Pa<600Pa （2）液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤?HT+hw 則Hd=hp+hL+hd氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨萮p=0.064m 液體通過降液管的壓頭損失 hd=0.153（LsLwho）2=0.153（13.492/36000.960.013）2=0.014m 板上液層高度hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.064+0.05+0.014=0.128m 取HT=0.4m，hw=0.033m則?HT+hw=0.5（0.4+0.033）=0.2165m 可見Hd

24、 (3)霧沫夾帶 計算泛點率，即泛點率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb100%及泛點率=VsρVρL-ρV0.78KCFAb100% 板上液體流徑長度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m 板上液流面積Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2 取物性系數(shù)K=1.0，查表得CF=0.1得 泛點率=2.9671.24750.614-1.24+1.36（13.496/3600）1.24810.1121.7916=70.9% 泛點率=-2.571.24750.614-1.240.7810.1121.7916=60.05% 對于

25、大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過82%.計算得出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。 提餾段 （1）氣相通過浮閥塔板的壓強降 ① 干板阻力uoc=1.82573.1ρV=7.017 m/s 因uo

26、 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤?HT+hw 則Hd=hp+hL+hd ① 氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨萮p=0.062m ② 液體通過降液管的壓頭損失 hd=0.153（LsLwho）2=0.153（32.069/36000.960.03）2=0.0146m ③ 板上液層高度hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.062+0.05+0.0146=0.1266m 取HT=0.4m，hw=0.021m則?HT+hw=0.5（0.4+0.021）=0.2105m 可見Hd

27、夾帶 計算泛點率，泛點率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb100% 及 泛點率=VsρVρL-ρV0.78KCFAb100% 板上液體流徑長度 ZL=D-2Wd=1.6-20.176=1.248m 板上液流面積Ab=AT-2Af=2.0096-20.109=1.7916m2 取物性系數(shù)K=1.0，查表得CF=0.112得 泛點率=2.572.088748.2494-2.088+1.36（32.069/3600）1.24810.1121.7916=75.3% 泛點率=-2.572.088748.2494-2.0880.7810.1121.7916=77.4% 對

28、于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過82%.計算得出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足要求。 十一.塔板的負荷性能圖 精餾段： （1）霧沫夾帶線 因為泛點率=VsρVρL-ρV+1.36LSZLKCFAb，對于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的ρV、ρL、Ab、K、CF、及ZL均為已知，相應(yīng)的ρV=0.1的泛點率可以確定，將各式代入上式，使得Vs-Ls的關(guān)系式，可以在途中作出負荷性能圖的霧沫夾帶線。 按泛點率=80%計算如下： Vs1.24750.614-1.24+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.5832-42.4

29、32Ls 按上式在一定范圍內(nèi)取值，可得相應(yīng)的Vs霧沫夾帶線 Ls 0.00081 0.00872 Vs 3.54 3.213 （2）液泛線 ?HT+hw=5.34ρVuo2ρL2g+0.153（Lslwho）2+（1+Eo）hw+2.841000E（36000Ls）2/3 因為物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則HT、hW、ho、lW、ρV、ρL、Eo及?均為定值。而uo與Vs又有如下關(guān)系，即 uo=Vs3.1440.0392N代入整理可得液泛線： Vs2=41.875-245585Ls2-257.75（Ls）2/3 在操作范圍內(nèi)取若干Ls的值，可

30、得對應(yīng)的Vs如下表： Ls 0.001 0.005 0.009 Vs 6.25 5.31 3.3 （3）液相負荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于3~5s。液體停留在降液管的時間：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液體流量Ls值，在Vs-Ls圖上，液相負荷負荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直線。以t=5s為在降液管中的停留時間的下限，則 (Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s （4）漏液線 對于F1型重閥，根據(jù)Fo=uoρV ，Vs=π4do2N5ρV式中的do、N、ρV、均為已知數(shù)，故可以知道氣相負荷Vs的

31、下限值，據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以Fo=5作為規(guī)定的氣體最小負荷的標準，則 N5ρV=π40.0390.03928051.24=1.5m3/s （5）液相負荷下限線 取堰上液層高度how=0.006m作為液相下限條件，依據(jù)how的計算式計算出Ls的下限值，并以此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取E=1，則（ Ls）min=（0.00610002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s 綜上所述作出提餾段塔板負荷性能圖： 符合操作要求，能夠穩(wěn)定生產(chǎn)。 精餾段： （1）霧沫夾帶線 因為泛點率=VsρVρL-ρV+1

32、.36LSZLKCFAb，對于一定的塔板結(jié)構(gòu)，其中的ρV、ρL、Ab、K、CF、及ZL均為已知，相應(yīng)的ρV=0.1的泛點率可以確定，將各式代入上式，使得Vs-Ls的關(guān)系式，可以在途中作出負荷性能圖的霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下： Vs2.088748.2494-2.088+1.36Ls1.24810.1121.7916=80% 整理得：Vs=3.03-30.9Ls 按上式在一定范圍內(nèi)取值，可得相應(yīng)的Vs霧沫夾帶線 Ls 0.000819 0.00872 Vs 3 2.76 （2）液泛線 ?HT+hw=5.34ρVuo2ρL2g+0.153（Lslw

33、ho）2+（1+Eo）hw+2.841000E（36000Ls）2/3 因為物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則HT、hW、ho、lW、ρV、ρL、Eo及?均為定值。而uo與Vs又有如下關(guān)系，即uo=Vs3.1440.0392N 代入整理可得液泛線： Vs2=33.16-34171.92Ls2-191.（Ls）2/3 在操作范圍內(nèi)取若干Ls的值，可得對應(yīng)的Vs如下表 Ls 0.001 0.005 0.009 0.013 Vs 5.59 5.17 4.71 4.1 （3）液相負荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時間不低于3~5s。液體停留在降液管的時間

34、：t=AfHTLs=3-5s 求出上限液體流量Ls值，在Vs-Ls圖上，液相負荷負荷上限與氣體流量Vs無關(guān)的豎直直線。以t=5s為在降液管中的停留時間的下限，則 (Ls)max=AfHT5=0.1090.450.00827m3/s （4）漏液線 對于F1型重閥，根據(jù)Fo=uoρV ， Vs=π4do2N5ρV 式中的do、N、ρV、均為已知數(shù)，故可以知道氣相負荷Vs的下限值，據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。以Fo=5作為規(guī)定的氣體最小負荷的標準，則 N5ρV=π40.0390.03931452.088=1.3m3/s （5）液相負荷下限線 取堰上液層高度h

35、ow=0.006m作為液相下限條件，依據(jù)how的計算式計算出Ls的下限值，并以此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 取E=1，則（ Ls）min=（0.00610002.84）3/20.963600=8.1910-4m3/s 綜上所述作出提餾段塔板負荷性能圖： 則設(shè)計符合要求，能夠穩(wěn)定操作。 浮閥塔板工藝設(shè)計計算結(jié)果 項目 精餾段數(shù)值說明 提餾段數(shù)值說明 備注 塔徑D/m 1.6 1.6 板間距HT/m 0.4 0.4 塔板形式 單板溢流 單板溢流 分塊式塔板 空塔氣速u/(m/s) 1.52 1.346 堰長Lw/m

36、 0.96 0.96 堰高hw/m 0.033 0.021 板上液層高度hL/m 0.05 0.05 降液管底隙高度ho/m 0.013 0.03 浮閥數(shù)N 280 314 閥孔氣速uo/(m/s) 8.897 6.851 閥孔動能因數(shù)Fo 9.907 9.899 孔心距t/m 0.076 0.071 排間距 0.066 0.061 單板壓降Pa 471 455 液體在管內(nèi)停留時間t/s 11.63 5 降液管內(nèi)清夜層高度 0.128 0.1266 泛點率/% 60.5

37、75.3 霧沫夾帶控制 氣相負荷上限(m3/s) 0.00872 0.00872 漏液控制 氣相負荷下限(m3/s) 0.00081 0.000819 十二、主要接管尺寸的選取 1、進料管 已知進液料的流率為196.07kmol/h，平均相對分子質(zhì)量為39.7565kg/kmol，密度為789.9kg/m3所以LF=196.0739.7565789.9=9.868m3/s取管內(nèi)流速UF=0.8m/s則進料管的直徑 dF=4LF/3600πUF=49.868/36003.140.8=0.066m 2、回流管 回流的的體積流率：LR=13.492m3/h取管內(nèi)流速

38、UR=1.5m/s，則回流塔直徑： dR=4LR/3600π1.5=413.492/36003.141.5=0.0564m 3、釜液出口管 體積流率Lw=102.545.649748.2494=6.253m3/h取管內(nèi)流速為Uw=0.5m/s則釜液出口管的直徑 dw=46.253/36000.5π=0.066m 4、塔頂蒸汽管 取管內(nèi)蒸汽的流速u=20m/s則塔頂?shù)恼羝艿闹睆綖? d=410680.406/360020π=0.435m 5、加熱蒸汽管 取管內(nèi)蒸汽流速u=18m/s則加熱蒸汽管的直徑為： d=49251.399360018π=0.426m 29