化工原理课程设计乙醇

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生物工程121班

老师设计日期：2014年10月21日~11月3日温馨提示：本设计有一小部分计算存在错误，但步骤应该没问题化工原理课程设计任务书一、 设计题目乙醇一水精馏塔的设计。二、 设计任务及操作条件进精馏塔的料液含乙醇30%（质量），其余为水。产品的乙醇含量不得低于92.5%（质量）。残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）。处理量为17500t/a，年生产时间为7200h。操作条件（1） 精馏塔顶端压强4kPa（表压）。（2） 进料热状态泡点进料。（3） 回流比R=2Rmin。（4） 加热蒸汽低压蒸汽。（5） 单板压降汁0.7kPa。三、 设备型式设备型式为筛板塔。四、 厂址厂址为大连地区。五、 设计内容设计方案的确定及流程说明塔的工艺计算塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。（2） 塔板的流体力学验算。（3） 塔板的负荷性能图。设计结果概要或设计一览表辅助设备选型与计算生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图对本设计的评述或有关问题的分析讨论

目录目录刖言错误!未定义书签。刖言第一章概述 错误!未定义书签。1.1塔型选择 错误!未定义书签。1.2操作压强选择1.1塔型选择 错误!未定义书签。1.2操作压强选择 错误!未定义书签。1.3进料热状态选择 错误!未定义书签。1.4加热方式 错误!未定义书签。1.5回流比的选择 错误!未定义书签。1.6精馏流程的确定 错误!未定义书签。第二章主要基础数据 错误!未定义书签。2.1水和乙醇的物理性质 错误!未定义书签。2.2常压下乙醇一水的气液平衡数据 错误!未定义书签。2.3A,B,C—Antoine常数 错误!未定义书签。第三章设计计算 错误!未定义书签。3.1塔的物料衡算 错误!未定义书签。3.1.1料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率 错误!未定义书签。3.1.2平均分子量 错误!未定义书签。3.1.3物料衡算 错误!未定义书签。3.2塔板数的确定 错误!未定义书签。3.2.1理论塔板数Nt的求取 错误!未定义书签。3.2.2全塔效率E的求取 错误!未定义书签。3.2.3实际塔板数N 错误!未定义书签。3.3塔的工艺条件及物性数据计算 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。3.4气液负荷计算 错误!未定义书签。3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。3.6筛板的流体力学验算 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。3.7塔板负荷性能图 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。3.8筛板塔的工艺设计计算结果总表 错误!未定义书签。3.9精馏塔附属设备选型与计算 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。第四章设计评述与心得 错误!未定义书签。4.1设计中存在的问题及分析 错误!未定义书签。4.2设计心得 错误!未定义书签。参考文献 错误!未定义书签。前有化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。精馏是同时进行传热和传质的过程，为实现精馏过程，需要为该过程提供物料的贮存、输送、传热、分离、控制等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在很多不同的方面，要求乙醇有不同的纯度，甚至是无水乙醇。而因为乙醇极具挥发性，想得到高纯度的乙醇很困难。要把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，可以用连续精馏的方法。精馏是同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。此次化工原理设计是乙醇一水精馏塔的设计。第一章概述精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1塔型选择任何塔设备都难以满足上述所有要求，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。[1]筛板塔具有结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔的优点。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇一水料液完全可以避免这一缺点，故本设计塔型选择筛板塔。1.2操作压强选择精馏操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。故本设计操作压强为常压。1.3进料热状态选择原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料，需增设原料预热器。本设计即采用泡点进料。1.4加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时可采用直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本设计采用应用更广泛的间接蒸汽加热。1.5回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值R=(1.1〜2.0)R式R为操作回流比；R为最小回流比。对特殊物系与场合，则应根据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的R经验值选定，确定回流比R=2、讪。1.6精馅流程的确定乙醇、水混合料经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程简图如图1所示。图1连续精馏装置流程简图第二章主要基础数据2.1水和乙醇的物理性质乙醇和水的基本参数见表1，液相密度见表2，液体表面张力见表3。表1水和乙醇的基本参数名称分子式分子量沸点/C临界温度/C临界压强/kPa水H2O18.02100373.9122.05乙醇c2h5oh46.0778.3240.776.148表2乙醇和水液相密度温度/°C 203040 5060 7080 90100 110乙醇密度7951 / EU785777 765755 746735 730716 703kg/m3水密度998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0kg/m3表3乙醇和水液体表面张力

乙醇表面张力X103乙醇表面张力X103/N/m水表面张力X103/N/m72.671.269.667.766.264.362.6 60.758.856.92.2常压下乙醇一水的气液平衡数据常压下乙醇一水的气液平衡数据如表4所示表4乙醇一水系统t—x—y数据沸点t,C乙醇分子，%液相乙醇分子，%液相沸点t,C乙醇分子，％液相乙醇分子，%液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.412.3A,B,C—Antoine常数A,B,C—Antoine常数，其值见表5。表5A,B,C—Antoine常数组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228第三章设计计算3.1塔的物料衡算3.1.1料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率3.1.2平均分子量3.1.3物料衡算年处理量 F’=17500t/a总物料衡算 F=D+W易挥发组分物料衡算 FXX=DXX+WXX联立总物料衡算和易挥发组分物料衡算解得： WW=91.18kmol/hD=19.14kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数N的求取乙醇、水属理想物素，可采用M.T.图解法求N。根据乙醇一水的气液平衡数据(表4)作y-x图，如图2。x D—Rmin+10.333，求最小回流比R及操作回流比R。乙醇一水体系的平衡曲线有下凹部分，自x D—Rmin+10.333，即R= -1=1.486min0.333取操作回流比R=2R=2*1.486=2.972求理论板％。辑馏段操作线方程：T图2乙醇、水的y-x图及图解理论板如图2所示，按M.T.图解法求得：N=(15-1)层(不包括再沸器)。其中精馏段理论板数为11层，提馏段为3层T(不包括再沸器)，第12层为加料板。3.2.2全塔效率E的求取根据塔顶、塔底戒相组成查表4,用内插法求温度得:83.87-79.83.87-79.8278.27—78.482.8-79.82匕-78.4=78.3°C，同理七=99.8C89.05C时，乙醇和水的粘度分别为：0.410mPa-s和0.325mPa-s⑵，该温度下进料液相平均粘度为：故Et=0.17-0.616lgr=0.17-0.616lg0.337=0.4309w43%3.2.3实际塔板数N精馏段N精=11/0.43=25.6,取26层提馏段N提=3/0.43=6.98，取7层3.3塔的工艺条件及物性数据计算塔顶压强PD=4+101.3=105.3kPa，取每层塔板压强降△?=0.7kPa，则进料板压强和塔底压强分别为PF=105.3+26x0.7=123.5kPa；P.=105.3+33x0.7=128.4kPa精馏段和提馏段平均操作压强为

d105.3+123.5 123.5+128.4Pm精= 2 =114.4kPa；Pm提= 2 =125.95kPa依据操作压强，依下式试差计算操作温度：式中：x一溶液中组分的摩尔分数；P一溶液上方的总压，Pa；p0—同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa（下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分）。其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。安托因方程：lgp0=A-一B—T+C式中：po一在温度为T时的饱和蒸汽压，mmHg；T—温度，°C；A,B,C—Antoine常数，其值表5。计算结果如下：塔顶温度1554.3 1668.21108.04496-t+222.65x0.133x0.828+107.96681一七+228x0.133x0.172=105.3解得t=81.98C同1理得：tF=104.02C，tw=110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为:塔顶进料板同理得81.98+104.022=93.0C=Y1=塔顶进料板同理得81.98+104.022=93.0C=Y1=0.828=0.3605xFMVFm104.2+110.172=107.1Cx1=0.811（由气液平衡曲线得）=0.0608=28.094kg/kmol；MLFm=19.7024kg/kmol塔底 yw=0.0046xw=0.00039同理得Mvw同理得Mvw=18.129kg/kmol；Mlw=18.01kg/kmol则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为：（1）液相密度PL塔顶温度tD=81.98C，根据表2由内插法得81.98C时水和乙醇的密度依下式1/pl =气/pla+aB/plb （a为质量分数）同理求得进料板和塔底液相密度plf=884.97kg/m3；p匚卯=970.20kg/m3故精馏段和提馏段的平均密度分别为?顷精）=（747.67+884.97）/2=816.32kg/m3；（2）精馏段和提馏段的气相密度pmV塔顶温度t=81.98C，根据表3由内插法得81.98C时水和乙醇的表面张力同理得进邺板和塔底乙醇与水表面张力

则精馏段和提馏段平均表面张力分别为塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为⑵塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为[2]则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为3.4气液负荷计算精馏段气液负荷计算如下：同理得提馏段3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算表6板间距与塔径的关系塔径D/m0.3〜0.5 0.5〜0.8 0.8〜1.6 1.6〜2.4 2.4〜4.0板间距H/mm200〜300 250〜350 300〜450 350〜600 400〜600公主（2参考表6,初选板间距H=0.30m,取板上液层高度h=0.06m，故T L图3Sminth关联图查图3可知，C20=0.05,依照下式校正C取安全系数为0.7，则矿'4x0.56故D=]s=」 =0.86m兀u \3.14x0.9625按标准，塔径圆整为1.0m，则空塔气速u'=£=4X0.56=0.713m/s兀D2 3.14x1.02塔内各段负荷差别不大，各段塔径保持一致。则提馏段空塔气速根据塔径和液体流量采用单流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰。不设进口堰。各项计算如下。（1）溢流堰长l一 w取l=0.6D，即（2、出口堰高hw由七/D=0.6/1=0.6，L/l2.5=2.105由七/D=0.6/1=0.6hW0.62.5图4液流收缩系数计算图hOW2.84JL，

E1000IhOW2.84JL，

E1000Il)、w'2.841000x1.03x(2.105V".6J=0.007m故hW=0.07-0.007=0.053m同理求得提馏段hs=0.056m（3）降液管管宽度号与降液管面积Ad f

由七/D=0.6/1=0.6查图5得Wd/D=0.098,Af/A^=0.054故W=0.098x1=0.098m A=0.054x-D2=0.042m2d f 4由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即0.042x0.300.042x0.300.0006=21s>5s（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u’0=0.04m/s，（符合要求）依下式计算降液管底隙高度h:o「攵彖密r后极扁有兽*图4-8囱塔板结构参数以上谷参数/及塔「攵彖密r后极扁有兽*图4-8囱塔板结构参数以上谷参数/及塔中板出图堰见图I6。一堰卜液层高度h—降液管底隙高度图6中h■出口堰高-,h罄上液层高度h降液管底隙高度取筛孔的孔L||0"降液管1的水角形排h列，进口般碳钢的板厚中清辗层高度取t/d0=3.0,故孔中心距距=l—X堰埒*血粤形降液管高度W一无效周边高度W一安定区宽度D一塔径RV_0.56本=0.08206.83m/s；u。提0.530.082=6.46m/s实际塔板数为33，选取每8层塔板建立一个人孔，故人孔数为5个，设人孔处图5弓形降液管的宽度和面积（1） 取边缘区宽度W=0.035m，安定区宽度W=0.065m（2） 依下式计算开孔区面积A sa其中x=I-（Wd+W）=2-（0.098+0.065）=0.337m依下式计算区"的筛孔数度的1/2t—同一横排的阀孔中S心距（单位均为m）依下式计算塔板上的开孔区的开孔率S即每层塔板上的开孔面积A。为气体通过筛孔的气速 °板间距为600mm，进料段高度为500mm，塔顶空间HD=1.8HT=1.8*300=540mm，取塔底停留时间为3min，则塔底空间高度取1000mm。由下式计算塔高得式中：塔高H（不包括封头、裙坐）

n——实际塔板数；nF一进料板数Hf一进料板处板间距，mnp——板间人孔数Hp——设人孔处的板间距，mHd——塔顶空间，m（不包括头盖部分）HB——塔底空间，m（不包括底盖部分）3.6筛板的流体力学验算依式h=h+七+h（1）干板压强降相当的液柱高度hc依d0/8=5/3=1.67，查图7，匕=0.78图7干筛孔的流量系数图8充气系数关系图（2）气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度％由图8查取板上液层充气系数B为0.68。 1依式气=叫=0.68x0.06=0.0408m(3)克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h0依式k 4o 4x32.65x10-3h= —= =0.00326mo pLgd 816.32x9.81x0.005故h精=h+七+h=0.00625+0.0408+0.00326=0.0503m单板压强降APp精=hpP^g=0.0503x816.32x9.81=402.5Pa<700Pa(设计允许值)同理得提馏段塔板压降AP =442.2Pap提依式％精5.7依式％精5.7x10-6(u(Ht-hf)3.2式中，hf——塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即同理得e =0.02kg液/kg气＜0.1kg液/kg气V提故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。依式u=4.4C」(0.0056+0.13h—h)p/pOW O LoLV筛板的稳定性系数K=纺=蒙=0.8<1.5uow 8.6

故在设计负荷下可能会产生过量漏液。为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HdV叫+叩。取中=0.5，则中(%+hW)=0.5x(0.3+0.053)=0.18m0.109m，故H0.109m，故H〈①（H+h），在设计负荷下不会发生液泛。同理H=d提 d TW根据以上塔板的各项流体体力学验算适的。可认为精馏段塔径及各工艺尺寸基本是合3.7塔板负荷性能图u=二=Vu=二=Va At—Af 0.785—0.042=1.35VS（a）近似取E^1.0，hW=0.053m，lW=0.6mh=2.5h=2.50.053+2.84x10-3(f3600L、2 )30.6=0.1325+2.344L2s（b）取雾沫夹带极限值*取雾沫夹带极限值*为0.1kg液/kg气，已知b=32.65x10-3N°"并将式（°"并将式（a）、⑹代入％5.7X10-6(上「)3.2,得下式:bH-h2整理得V2整理得V=0.903-12.63L3在操作范围内，任取几个乙值，依（1）（1）式算出相应的V值列于表7中。并依表（c）（d）（c）（d）中数据在匕-L图中做出雾沫夹带线（1），如图9所示。表7Ls，m3/svs，m3/s0.8840.7380.6400.559近似取E任1.0，l=0.6mWh=2.84x10-3E(3600Ls)3=2.84x10-3(36叫)3=0.938L3OW l 0.6 s3Wh^=0.00326(已算出)2hP=0.0矛s2+0-03926+°.叫3

i /Lhd=0.153((e)i、)2=0.153( ^i /Lhd=0.153((e)lW-hQ 0.6x0.025 s将ht为0.3m,hw为0.053m,O=0.5及式(c)、(d)将ht为+h^^Hd<O(Ht+h^)得:整理得：V2=4.212-78.8L；-34000L2 （2）在操作范围内取若干乙值，依式（2）计算V值，列于表8中，并依表中数据在图9中做出雾沫夹带线（2），如图9中线（2）所示。表8L，m3/sV，m3/s2.023 1.762 1.506 1.173~取液体在降液管中停留时间为4s，贝液泛负荷上限线（3）在V-L坐标图上为与气体流量V无关得垂直线，如图9线（3）所示。由h=h+h=0.053+0.938L；、u =七严代人漏液点气速式:LWOW SOWAOVVm=4.4x0.78!0.0056+0.13（0.053+0.938L；）—0.00326816.32A。 艮 s3 」1.304A。前已算出为0.082m2，代入上式并整理，得此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个L值，依（4）式计算相应V值,列于表9中，依表9中数据作气相负荷下限线（4），如图9中线（4）所示。表9匕，m3/sVs，m3/s0.6830.7330.7640.789取平堰、堰上液层高度h^w=0.006m作为液相负荷下限条件，取E=1.0,依下OW式计算，则整理上式得Ls.=4.2x10-4m3/s依此值在V-L图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图9所示。图9精馏段负荷性能图将以上5条线标绘于图9（Vs匕图）中，即为精馏段负荷性能图。P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应气相负荷为Vsmax，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为V 。S,min可知本设计精馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。同理求得提馏段负荷性能图如图10图10提馏段负荷性能图可知提馏段塔板上限由液泛控制，下限由雾沫夹带控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。3.8筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa114.40125.95各段平均温度t m°C93.0107.1- 气相Vm3/s0.560.53平均流量 土 s —液相L s m3/s0.000600.00032实际塔板数N块267板间距htm0.30.3塔的有效高度Zm7.51.8塔径Dm1.01.0空塔气速Um/s0.7130.675塔板液流型式--单流型单流型溢流装溢流管型式--弓型弓型 堰长lwm0.60.6 堰高hwm0.0530.056置溢流堰宽度Wm0.0980.098管底与受液盘距离hOm0.0250.015板上清液层高度hLm孔径domm55孔间距Tmm1515孔数N个41844184开孔面积m20.0820.082筛孔气速UOm/s6.836046塔板压降洱kPa0.400.44液体在降液管中停留时间Ts44降液管内清夜层高度Hdm0.1110.109雾沫夹带evkg液/kg气0.030.02负荷上限--雾沫夹带控制液泛控制负荷下限--漏液控制雾沫夹带控制气相最大负荷Vs.maxm3/s0.8-气相最小负荷V.s.minm3/s0.7-操作弹性--1.14-3.9精馏塔附属设备选型与计算选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷却器，热虹吸式再沸器。设原料液初始温度为43°C，由汽液平衡数据查得组成Xf=0.144的乙醇一水溶液泡点温度为99.46C，在平均温度(94.66+43)/2=71.23C下：乙醇的汽化潜热r=1000kJ/kg水的汽化潜热r=2499kJ/kg。⑵则可得平均汽化潜热取水为冷凝介质，其进出冷凝虞的温度分别为 20C和30C则平均温度下的比热C=4.182kJ/kg•%[2]，于是冷凝水用量可求得：(1)加热蒸汽量以釜残液预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量气为Q=WC(t-t)，U=64C，在进出预热器的平均温度以及U=64C的情况FFFF2F1Fm Fm下查得比热C=4.188kJ/kg・C[2]，则釜残液放出的热量：Qw=气以匕-匕2)，若将釜残液温度降至tw2=55C，那么平均温度twm=(99.8+55)/2=77.4C，查其比热为匕=4.19kJ/kg•C[2]，贝可知，QW<Qf，于是理论上不可以直接用釜残液加热原料液至泡点。加热蒸汽理论用量为：(2)传热面积根据经验值，总传热系数K=290〜870W/m2・C，取K=650W/m2・C，则传热面积(1)进料管进料体积流量取适宜的输送速度u寸=2.0m/s，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：①32X5mm实际管内流速：u=4X°.00068225=1.80m/sf3.14x0.0222(2)釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度u=1.5m/s，贝经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70),规格：①32X5mm实际管内流速：uW=4X°.0005 =1.32m/s3.14x0.0222(3)回流液管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度由广0.5m/s，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70),规格：中45X2.5mm实际管内流速：u=4乂0.0006=0.48m/sL3.14x0.042(4)塔顶上升蒸汽管已算出塔顶上升蒸汽的体积流量为0.56m3/s取适宜速度uV=20m/s,那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70),规格：中203X6mm实际管内流速：u= 4X°.56 =19.6m/sSV3.14x0.1912(