苯-甲苯连续精馏塔设计1精讲

1、设计任务书（一）设计题目试设计一座苯-甲苯连续精馏塔，要求年产纯度为 95%的苯2.952万吨/ 年，塔顶馏出液中含苯不得低于 95%，塔釜馏出液中含苯不得高于 2%，原 料液中含苯39% 。（以上均为质量分数）（二）操作条件1）塔顶压力常压2）进料热状态自选3）回流比自选4）塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压）5）单板压降 0.7kPa6）塔顶操作压力4kPa（三）塔板类型自选（四）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行（7200小时）。（五）设计说明书的内容1. 设计内容（1）流程和工艺条件的确定和说明（2）操作条件和基础数据（3）精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；（5）精馏塔

2、的工艺条件及有关物性数据的计算；（6）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（7）塔板主要工艺尺寸的计算；（8）塔板的流体力学验算；（9）塔板负荷性能图；（10）主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸 汽管、人孔等）（11）塔板主要结构参数表（12）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2. 设计图纸要求：1）绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；2）绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。1. 流程和工艺条件的确定和说明 1.2. 操作条件和基础数据1.2.1. 操作条件1.22基础数据1.3. 精馏塔的物料衡算1.3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 13.2. 原料液及塔顶、塔底

3、产品的平均摩尔质量 23.3. 物料衡算2.4. 塔板数的确定2.4.1. 理论塔板层数 Nt的求取 2.4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图2.4.1.2最小回流比及操作回流比的确定 34.1.3精馏塔气、液相负荷的确定 44.1.4. 求操作线方程4.4.1.5. 图解法求理论板层数 .4.4.2. 实际塔板数的求取 5.5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 55.1. 操作压力计算5.5.2. 操作温度计算5.5.3. 平均摩尔质量计算6.5.4. 平均密度计算6.5.4.1. 气相平均密度计算6.5.4.2. 液相平均密度计算6.5.5. 液体平均表面张力计算7.5.6.

4、液体平均黏度计算7.5.7. 全塔效率计算8.5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 8.5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 85.7.3.全塔效率的计算9.6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 9.6.1. 塔径的计算9.6.2. 精馏塔有效高度的计算107. 塔板主要工艺尺寸的计算 107.1. 溢流装置计算1.07.1.1. 堰长 lw.1.17.1.2. 溢流堰高度hw1.17.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af1 17.1.4. 降液管底隙高度ho1.17.2. 塔板布置 1.27.2.1. 塔板分布1.27.2.2. 边缘区宽度确定127.2.3. 开孔区面积计算127.2.4. 筛

5、孔计算及其排列128. 筛板的流体力学验算1.28.1. 塔板压降1.28.1.1. 干板阻力hc计算128.1.2. 气体通过液层的阻力 h1计算1.38.1.3. 液体表面张力的阻力 h°计算138.2. 液面落差1.38.3. 液沫夹带1.48.4. 漏液148.5. 液泛159. 塔板负荷性能图159.1. 漏液线159.2. 液沫夹带线1.69.3. 液相负荷下限线1.69.4. 液相负荷上限线 1.79.5. 液泛线 1.710. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 1910.1. 塔顶蒸气出口管的直径 dv19102 回流管的直径dR1.9103 进料管的直径dF1910.4

6、.塔底出料管的直径dw1911. 塔板主要结构参数表 2012. 设计实验评论 2113. 参考文献 2214. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） 221.流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 对于二元混合物的分离，应采用连续精 馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经 产品冷凝冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流 比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.操作条件和基础数据2.1.操作条件塔顶压力常

7、压 4kPa进料热状态泡点进料回流比1.759倍塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）单板压降 0.7kPa2.2.基础数据进料中苯含量（质量分数）39%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯含量（质量分数）2%生产能力（万吨/年）2.9523.精馏塔的物料衡算3.1.原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量Ma=78.11 kg/kmol水的摩尔质量Mb=92.13 kg/kmolXF =0.39/78.110.39/78.11 0.61/92.13=0.430XD =0.95/78.110.95/78.11 0.05/92.13=0.957XW=0.02/78.110.02/78.11

8、0.98/92.13=0.02432原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf= 0.430X 78.11+ (1-0.430)x 92.13=86.10kg/kmolMd= 0.957X 78.11+ (1-0.957)x 92.13=78.71 kg/kmolMw= 0.024X 78.11+ (1-0.024)x 92.13=91.79 kg/kmol3.3.物料衡算生产能力 F= 4100 =47.62 kmol/h86.10总物料衡算 47.62=D+W苯物料衡算 47.62X 0.430=0.957D+0.02W联立解得D=20.72 kmol/hW=26.90 kmol/h4. 塔

9、板数的确定4.1. 理论塔板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数4.1.1. 绘 t-x-y 图和 x-y 图由手册1查的甲醇-水物系的气液平衡数据表一苯一甲苯气液平衡苯(101.3KPa) /% (mol)沸点/C110.56105.71101.7898.2595.2492.43气相组成0.020.837.250.761.971.3液相组成0.010.020.030.040.050.0沸点/C89.8287.3284.9782.6181.2480.01气相组成79.185.791.295.998.0100.0液相组成60.070.080.090.095.0100.0由上

10、数据可绘出和t-x-y图和x-y图图一苯一甲苯体系呼图108 6 4 2 0 o.mo.o.O.4.1.2最小回流比及操作回流比的确定采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则XF =Xq,在图二中对角线上, 自点(0.430, 0.430)作垂线即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.654 Xq=0.430336故最小回流比为Xd - yq 0.957 -0.654Rmin=q =1.353yq xq 0.654-0.430则操作回流比为R= 1.3Rmin =1.3X 1.353=1.7594.1.3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD =1.759X 20.72=36.4

11、5 kmol/hV=(R+1)D= (1.759+1)X 20.72=57.17 kmol/hL=L+F =36.45+47.62=84.07 kmol/hV=V =57.17 kmol/h4.1.4.求操作线方程相平衡方程Xnyn2.47 -1.47yn精馏段操作线方程为Lx DXdV V壘2.7592.759-0.638X + 0.347提馏段操作线方程为y'丄x'V'WV'Xw84.07 , 0.6456x'-57.1757.17-1.470x0.01134.1.5.求理论板层数1) 采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为 总理论塔板数Nt

12、=16 (包括再沸器)进料板位置Nf=92)逐板计算求理论塔板数XyXy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.738；0.875110.242:0.441440.6450.818120.1760.34550.5600.759130.117:0.24760.4910.704140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048X8<Xq换提馏段方程逐板计算进料板在NF=8X16<Xw总理论塔板数Nt=1642实际塔板数的求取全塔效率假设0.54塔内实际板数 N=

13、(16-1)/0.54=28实际进料板位置 Nm=NR+1=16精馏段实际板层数N精=8/0.54=15提馏段实际板层数N提=7/0.54=135. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算5.1.操作压力计算塔顶操作压力Pd=101.30 + 4 =105.30 kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力Pf=101.30+0.70X 15=115.80 kPa精馏段平均压力Pm=(105.30+115.80) / 2=110.60 kPa5.2.操作温度计算1)由图二得出塔顶温度tD=82.2 oC进料板温度tF=99.6 oC精馏段平均温度2 )tm=( 82.2+99.6) /2=90

14、.9 oC示差法气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=82.2进料板温度tF=99.6精馏段平均温度tm =(82.2 + 99.6 )/2=90.9依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸55.3.平均摩尔质量计算1) 塔顶平均摩尔质量计算由XD=y 1=0.957,逐板计算得xi = 0.901MvDm=0.957X 78.11+ (1-0.957)x 92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.901 x 78.11+ (1-0.901)x 92.13=79.51 kg/kmol2) 进料板平均摩尔质量计算由逐板计算解理论板

15、，得yF=0.628xf=0.406MvFm=0.628X 78.11+ (1-0.628)x 92.13= 83.32 kg/kmolMLFm=0.406X 78.11+ ( 1-0.406)x 92.13= 86.44 kg/kmol3) 精馏段平均摩尔质量Mvm= (78.71+83.32) /2=81.02 kg/kmolMLm= (79.51+86.44) /2=82.98 kg/kmol54平均密度计算5.4.1.气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即HmM VmRTm105.15 81.028.314 (90.9 273.15)-2.815kg/m35.4.2.液相平均密度计

16、算液相平均密度依下式计算，即1/Lm=二 ai / :'i塔顶液相平均密度的计算有tD=82.2 oC,查手册2得33P a=812.7 kg/mb=807.9 kg/m1 3 P LDm=812.49 kg/m0.957/812.7 +0.043/807.9进料板液相平均密度计算有tF=99.6 oC,查手册2得33a=793.1 kg/m：、B=790.8kg/m进料板液相的质量分率0.406x78.11a a=0.3670.406 汉78.11 +0.594 疋 92.131.? LFm=791.64 kg/m0.367/793.1 +0.633/790.8精馏段液相平均密度为3

17、-Lm=( 812.49+791.64)/2=802.07 kg/m35.5.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm =Xii塔顶液相平均表面张力的计算有tD=82.2 oC,查手册2得c a=21.24 mN/mc b=21.42 mN/m匚 LDm =0.957X 21.24+0.043X 21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=99.6 oC,查手册2得二 a=18.90 mN/m二 b=20.04 mN/m匚 LFm=0.406X 18.90+0.594X 20.04=19.58 mN/m精馏段液相平均表面张力为c Lm=(21.25+19.

18、58) /2=20.42 mN/m56液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即lg %m =嘉 Xi lg Ji塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.2 oC,查手册2得mPa s卩 a=0.302 mPa s卩 b=0.306lg JLDm =0.957lg(0.302) 0.043lg(0.306)解出丄ldh=0.302 mPa- s进料板液相平均粘度的计算由tF=99.6 oC,查手册2得A=0.256 mPa - sJ B=0.265 mPa - sIg %Fm =0.406lg(0.256) 0.594lg(0.265)解出.Ilff0.261 mPa- s精馏段液相平均粘度为(0

19、.302+0.261 ) /2=0.2825.7.全塔效率计算5.7.1. 全塔液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度为J ld>=0.302 mPa s塔釜液相平均粘度的计算由tW=117.2oC，查手册2得_jA=0.22 mPa - s.二 B=0.24 mPa - slg Wm =0.0198lg(0.22) (1 - 0.0198)lg(0.24) 解出 J lw=0.24 mPa- s全塔液相平均粘度为l= (0.302+0.24 ) /2=0.27 mPa - s5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算相对挥发度依下式计算，即. - D : W 比(理想溶液)PB塔顶相对挥发度的计算

20、由tD=82.2 oC,查手册2得Pa ° =104.80 KPaPb ° =40 KPaPa104.80 c “d :Pb=40 泡62由tw=117.2 oC,查手册2得Pa ° =250 KPaPb° =100.60 KPaPa250'w -Pb2.48100.60全塔相对挥发度为二：m = .d ' =W = . 2.62 2.48 =2.55 5.7.3.全塔效率的计算:讥=2.55 0.27 =0.69查精馏塔全塔效率关联图3得全塔效率&'=0.50 筛板塔校正值为1.1故 Ed=1.1Eo'=1.1

21、X 0.50=0.55与假定值相当接近，计算正确。6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VM vm3600 ：vm57.17 81.023600 2.8153= 0.457 m /sLsLMLm3600 ?Lm36.45 82.983600 802.073二 0.00105 m /sUmax= C式中C=C20（詡。2，查手册史密斯关联图4 其中横坐标为FLVLsVs1V)1/2=0(802)1/2=0.0390.4572.815取板间距Ht=0.45 m,板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯关联图可得C2o=O

22、.O82。込吩).。8" (2002)0-2=0.0823umax=0.0823X .吨07 一2815=i.387m/s2.815取安全系数为0.7,则空塔气速为4 0.4573.14 0.971u= 0.7umax=0.70X 1.387=0.971m/s=0.774m按标准塔径圆整后为D=0.80 m塔截面积为： 2 二 2 2At= D 二 0.80 =0.502 m 44实际空塔气速为0 457u= =0.910 m/s0.50262精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=(N 精-1) X Ht=(15-1)X 0.45=6.30 m提馏段有效高度为Z 提=(N 提-

23、1) X Ht=(13-1) X 0.45=5.40 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.80 m则精馏塔的有效高度为Z= Z 精 + Z 提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1.溢流装置计算因塔径D=0.80 m,选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下:107.1.1 堰长 lw取 Iw=0.726D=0.726X 0.80 =0.581 m7.1.2.溢流堰高度hw由hw=hL-how选用平直堰，堰上液层高度how= 2.84 E( Lh)2/31000 lw2.84 how=1.02510000.00105 36000

24、.5812/3=0.0101m取板上请液层高度hL=0.06m则hw=hL-how=0.06-0.010仁0.0499m符合加压情况下4080mm的范围7.1.3.弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由Iw/D=0.726查手册弓形降液管的参数图4得齐。16Af-0.100At则 Af=0.050 m2Wd =0.125 m验算液体在降液管中停留时间，即A 3600AHt 3600 0.050 0.45 ,9 =21.43 s > 5 sLh0.00105 T600故降液管设计合理7.1.4.降液管底隙高度hoho36OOlwUo取 uo=O.O6 m/s则ho = 0.00105 3600

25、 =O.O3O1m符合小塔径ho不小于25mm的要求。 36OO 汉O.581 汉O.O6hW-ho=O.O499-O.O3O1=O.O198m> O.OO6m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h'W =5Omm1172塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=0.80m,所以采用分块式。查手册4得，塔板分为3块7.2.2. 边缘区宽度确定 取安定区 Ws =W's =0.06m，边缘区 Wc=0.05m。7.2.3.开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算,222 - r_i xAa = 2(x . r2 _x2sin_)180 r其中 x=D - 他 Ws) =

26、0.8-(0.125+0.05)=0.225mr=D -Wc 二 0.8-0.05=0.35m2 2则 Aa=0.292 m27.2.4.筛孔计算及其排列苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用S =3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm筛孔按正三角排列，取孔中心距t为t=2.5 d0=2.5X 5=12.5mm筛孔数目n为1158 1000n= t tAa1.158 0.2920.01252=2165个开孔率为© =0.907 (虫)2=0.907 ( 0.005 )2=14.51% t0.0125气体通过阀孔的气速为U0=O.457m.79m/sA00.292 0.14518. 筛板的

27、流体力学验算&1.塔板压降8.1.1.干板压降hd计算12干板压降可由下式计算，hd=丄(U0 Nd )2g Co“由do/5 =5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图4，可得孔流系数Co=O.781/10.79、2/ 2.815、故hd=-()0.034 m 液柱9.810.78802.07& 1.2.气体通过液层的阻力hL计算Va0.457门 ,ua=0.971 m/sAr -A 0.5207 -0.0502 1/2 1/2Fa=ua.v =0.971： 2.815 =1.63 kg / -s m )查手册充气系数关联图4可得=0.59则hL= - (hw+how)=0

28、.59 - 0.0499+0.0101) =0.035m 液柱& 1.3.液体表面张力的阻力h。计算液体表面张力所产生的阻力h厅由下式计算仁:?l gd。=0.0021m 液柱4 20.42 10”802.07 9.81 0.005气体通过每层塔板的液柱高度 hp由下式得hp= h1+ h<+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hp :g=0.0711X 802.07X 9.81=559.44 Pa<700Pa(设计允许值) 8.2.液面落差液面落差:h由下式计算20.215(250b+1000hf) %360

29、0L)Z1 力一(1000bhL)3 平均液流宽度(D lw)(0.80 0.581)2=0.69 m塔板上鼓泡层高度13hf =2.5hL =2.5 0.035 = 0.0875m内外堰间距离 乙=D_2Wd =0.8-2 0.125 = 0.55m液相流量3Ll =Ls=0.00105 m3/s故也h _0.215(250 汉0.69 +1000 汉0.0875)0.2 (3600汉 °°0105)汉。55 _ 7 22。0丄 m -(1000 0.69 0.035) 3 802.07- .h/0.05=0.014<0.5所以液面落差符合要求&3.液沫夹带

30、液沫夹带量由下式计算5.7X10Ua6 =% 严-hf ,hf=2.5hL=2.5 X 0.035=0.08755.7 10”20.420.9710.45 0.0875)3.2= 0.0065 kg 液/kg 气<0.1 kg 液/kg 气所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。8.4.漏液对筛板塔，漏液点气速U0, min由下式算得比时=4.4C° J(0.0056 + 0.13k -h。汪/ Pv= 4.4 0.78 0.0056 0.13 0.035-0.0021 802.07 =5.20 m/sX2.815实际孔速U0=10.79m/S>U0, min计算正确稳定系

31、数为UoU0,min=1079 =2.075 1.5 2.05.20故在本设计中无明显漏液14&5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式Hd 岂:Ht hw苯一甲苯物系属一般物系，取:=0.5，则(Hr+hw)=0.5(0.45+0.0499) =0.25m又Hd=hp+ hL+ hd板上不设计进口堰，hd可由下式算得hd =0.153 u0'2 =0.1530.25 2 =0.0 0 9m 液柱Hd = 0.0711+0.035+0.0096=0.116m液柱则Hd 乞 Ht hw所以本设计中不会发生液泛现象。9. 塔板负荷性能图9.1.漏液线由 u°

32、;,min =4.4C° J(0.0056+0.13n -h。汽/ PvU0，min=s,minA0hL=hoW+hWVs,minIf2.84/>2/3 ILh<0.0056 +0.13hw匚10 0 0lLw丿= 4.4C°Ao1-h0： ' L / ： v=4.4X 0.78X 0.292X 0.1451x0.0056 +0.130.036/、2 /3 絲瞥j -0.0026：>800.27/2.85整理得15Vs,min =13.29. 0.007680.063Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表二。表二

33、Ls，3.m /s0.00700.0100.0300.060Vs，3.m /s1.331.371.561.75由上表作出漏液线192液沫夹带线以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5.7 10-6eV :UaHt -hf吕2)ua= Vs=Vs0.323VsAt -A 3.14-0.47hf=2.5hL=2.5 ( hoW+hW)hW= 0.036hoWF2841(1000型0鼻)2/3 =0.49L1.6故 hf=0.09+1.22Ls2/32/3s2/3Ht hf=0.6-( 0.09+1.22Ls2/3=0.51 1.22Ls5.7X10e/ l_：20.28 10

34、30.323Vs2/30.511.22Ls3.2=0.1整理得 Vs =3.9-23.68Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表三。 表三Ls，3, m /s0.00700.0100.0300.060Vs，3.m /s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夹带线2。9.3.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 hoW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式16how=2.841000lw2/3=0.006取E=1,则Ls, min= (°.°06 1000)3/2 卫 0.00136 m3/s2.843600则可以作出与气

35、体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4.液相负荷上限线以9 =4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式Ls=4Ls,max=AH 0.47 0.60 =0.070Lsm3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.5.液泛线令 出乞 Ht hw由Hd=hp+hL+ hd；hp=h1+ h(+ he；h1=phL;hL=how+hw联立得 Ht ( ： - - -1)hw =( ： 1)h°w he+hd+h._ 忽略h。，将how与Ls, hd与Ls, he与Vs的关系代入上式，并整理得222/3a'VS =b'c'LS d'LS式中

36、(A0C02e' =0.153/ (Iwh。)33600 2/3d' =2.84*10E(1)()lW将有关数据代入，得170.0512 85a'2 () = 0.0027(0.145x2.28x0.78) 800.27b 0.50 0.60 (0.50-0.55-1.00) 0.036 = 0.26,0.153” ccc2 - 76.23(1.60x0.028)d'=2.84 10 1 (1 0.55)(3600)2/ 0.760.60ooo t o则 0.0027Vs = 0.26 - 76.23Ls -0.76Ls即 Vs2 =96.30-28233Ls2

37、 -218.50Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表四。 表四Ls，3.m /s0.00700.0100.0300.040Vs，3.m /s9.329.137.065.07由上表数据可以作出液泛线5.在负荷性能图上，作出操作点 A，连接0A，即作出操作线。由图可知，改筛板18、，3.Vs,max=7.83 m /s的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图得3Vs,min =1.18 m/s则操作弹性为m a/xVs,min=6.6410. 主要工艺接管尺寸的计算和选取10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s,蒸气管的直径为；4V3dv二 s，其中dv-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m/s,取Uv=15.00 VUvm/s，则dv4 4.253.14 15故选取接管外径 厚度630&0mm10.2. 回流管的直径dRUR可取塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速dR4 0.011'3.14 0.30.20.5 m/s。取 ur=0.3 m/s，贝U二 0.02 m故选取接管外径 厚度252mm10.3. 进料管的直径dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uf=0.40.8