完整化工原理課程設(shè)計_苯-甲苯精餾塔設(shè)計

1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計武 昌 理 工 學 院化工原理課程設(shè)計 題 目：產(chǎn)量24180t/a93.2%苯的篩板精餾塔的設(shè)計 學 院： 生命科學學院 專 業(yè)： 制藥1101 學 號： 20114790013 學生姓名： 柯永新 指導(dǎo)教師： 陳馳 2013年6月28日目錄一 序 言2二 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書3三 設(shè)計計算43.1 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集43.2 精餾塔的物料衡算63.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算103.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算153.5 塔板主要工藝尺寸的計算163.6 篩板的流體力學驗算193.7 塔板負荷性能圖22四 設(shè)計結(jié)果一覽表27五 板式塔得

2、結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備285.1附件的計算285.1.1接管285.1.2冷凝器305.1.3 再沸器305.2 板式塔結(jié)構(gòu)31故全塔高為11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。六 參考書目32七 附錄33一 序 言  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(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)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(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，

3、精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。二 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目板式精餾塔的設(shè)計主要內(nèi)容1、設(shè)計方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備進行簡述；2、主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算：工藝參數(shù)的選定、物料和能量衡算、 篩板塔結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算；3、輔助設(shè)備的選型；4、 繪流程圖：以單線圖的形式描繪，標出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的 物料方向、物流量、能流量；5、精餾塔的設(shè)備工藝條件圖；6、編寫設(shè)計計算說

4、明書。設(shè)計參數(shù)1、用板式精餾塔分離苯-甲苯雙組分溶液；2、處理能力為3250kg/h； 3、原料液中xF=0.351（摩爾分數(shù)，下同）；3、設(shè)計要求，餾出液xD=0.932，釜底液xW=0.0424、進料狀態(tài)屬于泡點進料；5、操作壓力是常壓，采用間接蒸汽加熱方式。設(shè)計計劃進度1、布置任務(wù)，查閱資料，其它準備1天2、主要工藝設(shè)計計算3天3、輔助設(shè)備選型計算1天4、繪制工藝流程圖2天5、繪制主要設(shè)備工藝條件圖2天6、編寫設(shè)計計算說明書2天7、考核1天合計：（2周）12天主要參考文獻1、化工原理課程設(shè)計，賈紹義等編，天津大學出版社，2002.082、化工原理（上、下冊），夏清等編，天津大學出版社，2

5、005.013、化工工藝設(shè)計手冊（第三版）（上下冊），化學工業(yè)出版社， 2003.08 等等。設(shè)計文件要求1、設(shè)計說明書：A4幅面；2、工藝流程圖：A2幅面；3、設(shè)備工藝條件圖：A3幅面；三 設(shè)計計算3.1 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設(shè)置再

6、沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 ()

7、 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.

8、0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度µ（1：）

9、溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1

10、155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2 精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 自定義取值xF=0.351 xD=0.932 xw=0.042（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.351×78.11+(1-0.351)×92.13=87.

11、21(/mol)MD=0.932×78.11+(1-0.932)×92.13=79.06(/mol)MW=0.042×78.11+(1-0.042)×92.13=91.56(/mol)（3）物料衡算 原料處理量F = 3250/81.20 =40.03kmol/h總物料衡算 D + W =40.03苯物料衡算 0.351F = 0.932D + 0.042W聯(lián)立解得 D = 13.90 kmol/h W = 26.13 kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3 塔板數(shù)的確定 （1）理論板層數(shù)NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐

12、板計算求理論板層數(shù)。 利用q線方程和相平衡方程聯(lián)立求解得到最小回流比 q線方程： （泡點進料q=1） 相平衡方程：y=xP/(1+(-1)xP) q=1則q線為垂直線，古xP = xF = 0.351相對揮發(fā)度 = VA /VB = PA0 /PB0 （參照上表）計算求得平均揮發(fā)度 = 2.47求得 xP = 0.351 yP = 0.57依據(jù)最小回流比計算公式 Rmin = (xD - yP)/(yP - xP)=1.65R = 1.8Rmin =1.8×1.65=2.97求精餾塔的氣、液相負荷 L = RD = 1.65 × 13.90=22.935 (kmol/h)V

13、 =(R+1)D=(1.65+1)×13.90= 36.835 (kmol/h)V、=（R+1)D _ (1 - q)F = 2.65×13.90=36.835 (kmol/h) (泡點進料：q=1)L、= RD + qF = 1.65×13.9 + 40.03 =62.965 (kmol/h)求操作線方程 精餾段操作線方程為yn+1 = R xn/(R+1) + xD/(R+1) = 0.75 xn +0.233提餾段操作線方程為yn+1 = L、xn/V、 - WXW/V、 = 1.71xn -0.03（2）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得 =2.47 相平衡方程

14、 解得 變形得 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算 = 0.932 ， =0.847yn+1 = 0.75 xn +0.233 y2 = 0.75 x1 +0.233 =0.868 x2 =0.723y3= 0.75 x2 +0.233 =0.775 x3 = 0.580y4= 0.75 x3 +0.233 =0.668 x4 = 0.450y5= 0.75 x4 +0.233 =0.571 x5 = 0.350 因為, x5 = 0.350 < xF=0.351故精餾段理論板 n=5，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算yn+1 = L、xn/V、 + WXW/V、 = 1.71

15、xn +0.03y6= 1.71x5 -0.03 =0.568 x6 = 0.347 y7= 1.71x6-0.03 = 0.563 x7 = 0.343y8=0.557 x8=0.337.y17= 0.140 x17=0.062y18= 0.076 x18=0.032因為， x18=0.032< xw=0.042所以提留段理論板 n=18-5=13（不包括塔釜）進料板是定在第6塊。（3） 全塔效率的計算查溫度組成圖得到，塔頂溫度TD=80.94，塔釜溫度TW=105，全塔平均溫度Tm =92.97。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度，平均粘度由公式，得全塔效率ET（4） 求實際板數(shù) 精

16、餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)進料板在第18塊板。3.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（1）操作壓力計算 塔頂操作壓力P4+101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進料板壓力105.3+0.7×10112.2 kPa塔底操作壓力=119.3 kPa精餾段平均壓力 P m1 （105.3+112.3）2108.8 kPa提餾段平均壓力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa（2）操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度進料板溫度85.53 塔底

17、溫度=105.0精餾段平均溫度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24提餾段平均溫度=（85.53+105.0）/2 =95.27（3）平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面理論板的算法，得0.877， 0.742塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量（4） 平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 塔頂液相平均密度的計算

18、 由tD80.94，查手冊得 塔頂液相的質(zhì)量分率 進料板液相平均密度的計算 由tF85.53，查手冊得 進料板液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計算 由tw105.0，查手冊得 塔底液相的質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為(5) 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD80.94，查手冊得 進料板液相平均表面張力的計算 由tF85.53，查手冊得 塔底液相平均表面張力的計算 由 tW105.0，查手冊得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 (6) 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 Lm=xii塔頂液

19、相平均粘度的計算 由 tD80.94，查手冊得 進料板液相平均粘度的計算 由tF85.53，查手冊得 塔底液相平均粘度的計算 由tw105.0，查手冊得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平均粘度為 （7）氣液負荷計算 精餾段：V = (R + 1)D =3.97×13.9 = 55.18(kmol/h)VS = V.MVm/(3600PVM) = 55.18×79.09/(3600×2.90)=0.418(m3/s)L = R.D=2.97×13.9=41.28(kmol/h)LS=V.MLm/(3600PLM) =36.835×80.21/(

20、3600×810.6)=0.001(m3/s) 提餾段：V = (R + 1)D+(q-1)F=2.97×13.9 = 55.18(kmol/h)VS = V.MVm/(3600PVM) =36.835×84.79/（3600×3.21）=0.270(m3/s)L = R.D+qF=2.97×13.9 + 40.03 = 81.31 (kmol/h)LS = V.MLm/(3600PLM) = 36.835×80.21/(3600×810.6) =0.001(m3/s) 3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1) 塔徑的計算塔

21、板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.070；依式校正物系表面張力為時0.0707 可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；0.0717查2：圖38得C20

22、=0.068；依式=0.069校正物系表面張力為時按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取2.0m。3.5 塔板主要工藝尺寸的計算(1) 溢流裝置計算 精餾段因塔徑D2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下： a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.60D=0.60×2.0=1.20mb)出口堰高：故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故 ，利用(2：式310)計算液體在

23、降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段相關(guān)數(shù)據(jù)如下：a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.66D=0.8×1.6=1.056mb)出口堰高：由查知E=1.04,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由 查圖得， 故計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即15.16（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速0.1m/s（0.07-0.25）

24、0.036（m）符合（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 b)計算開空區(qū)面積，解得， c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取3.5，故孔中心距5×5=17.5mm篩孔數(shù) 則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 3.6 篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?精餾段：a) 干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，?/p>

25、干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84由式b)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋阂朗剑蕜t單板壓強：(2) 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 霧沫夾帶故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。 (4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 （5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。同精餾段公式計算

26、，提溜段各參數(shù)計算如下：(1) 氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎鉧) 干板壓降相當?shù)囊褐叨龋篵)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋海?故則單板壓降： （2）液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。(4) 漏液 查得： 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，

27、可認為提餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。3.7 塔板負荷性能圖 精餾段：(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量取，前面求得，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-19。 表8Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。 (2) 液泛線 由E=1.04,lW=1.2得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-20。 表10Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)4

28、.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線0.0163（m3/s）。 (4) 漏液線 由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表3-21。 表11Ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006Vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線4。 (5) 液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.04據(jù)此可作出與氣體流量

29、無關(guān)的垂直液相負荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖1 精餾段篩板負荷性能圖 在負荷性能圖上，作出操作點P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。同精餾段，得出提餾段的各曲線為：(1) 霧沫夾帶線 整理得：(2) 液泛線 已知E=1.06 lw=1.2，同理精餾段得：由此可作出精餾段液泛線2。(3) 漏液線 整理得：據(jù)此可作出漏液線3。 (4) 液相負荷上限線 以5s作為液體在降液管中停留時間的下限，據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負荷上限線0.013。 (5) 液相負荷下限線 以how5s作為液體在降液管中停留時間

30、的下限，整理得：由此可作出液相負荷下限線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 四 設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強PmkPa108.8115.8各段平均溫度tm83.2495.27平均流量氣相VSm3/s2.082.02液相LSm3/s0.00430.0092實際塔板數(shù)N塊1010板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔徑Dm22空塔氣速um/s0.660.643塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.21.2堰高hwm0.0440.044溢流堰寬度Wdm0.20.2管底與受業(yè)盤距離hom0.0360.0767

31、板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個96609660開孔面積m20.1850.185篩孔氣速uom/s11.2610.92塔板壓降hPkPa0.5910.591液體在降液管中停留時間s7.097.09降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1210.121霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.007320.00657負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s3.6氣相最小負荷VS·minm3/s1.2操作彈性3.1五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計算5.1.1接管(1)進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑取進料管規(guī)格95×2.5 則管內(nèi)徑d=90mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格65×2.5 則管內(nèi)直徑d=60mm回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格430×12 則實際管徑d=416mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取