1、 學 校： 武 漢 工 程 大 學 專業班級：08化工工藝04班 姓 名：匡超 學 號： 組 號：02 小組成員： 匡超 戴家明 指導老師：方繼德 序言    化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先修課程（物理化學，化工制圖等）所學知識，完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學，是理論聯系實際的橋梁，在整個教學中起著培養學生能力的重要作用。通過課程設計，要求更加熟悉工程設計的基本內容，掌握化工單元操作設計的主要程序及方法，鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用

2、的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），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度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。根據生產上的不同要求，精餾操作可以是連續的或間歇的，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。本設計的題目是苯-甲苯連續精餾篩板塔的設計，即需設計一個精餾塔用來分離易揮發的苯和不易揮發的甲苯，采用連續操作方式，需設計一板式塔將其分離。 preface Principles of chemical engineering co

3、urse is designed with the principles of chemical synthesis and the relevant course first courses (the physical chemistry ", "the chemistry engineering drawing, etc) knowledge, completing a unit equipment design of practice teaching, and mainly one-time a bridge between theory and practice,

4、 in the whole teaching plays an important role in training students' ability. Through the course design requirements, more familiar with the basic content of engineering design, master chemical unit operation procedures and design of the main method, exercise and to improve the students' int

5、egrated this theory to the ability of knowledge and skill, problem analysis ability, thinking ability, computing power, etc. Distillation separation is liquid mixture (including of liquefied gas mixture) can be a kind of the most commonly used unit operation in the chemical, oil refining, chemical a

6、nd industry, oil has been widely used. Distillation process in energy agent (and sometimes drive with quality agent), contentious liquid two phase DuoCi direct contact with and separation, using liquid mixture of components of the volatility for different, make the volatile components to gas by liqu

7、id phase transfer, difficult volatile components by the air at phase transfer, realize the mixture of various components of the raw materials of separation. According to the different requirements of production, operation can be continuous distillation or intermittent, some special things is still c

8、an use value boiling distillation or extraction distillation to separate and special methods. This design is the topic of benzene, toluene continuous distillation tower, namely the design of the sieve to design a column used to separate volatile benzene and not easily, the volatile toluene continuou

9、s operation mode, need to design a plate tower will be the separation. 目錄一、序言1二、化工原理課程設計任書4三、設計計算41.設計方案的確定52.精餾塔的物料衡算73.塔板數的確定84.精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 135.精餾塔的塔體工藝尺寸計算 176.塔板主要工藝尺寸的計算 197.篩板的流體力學驗算 238.塔板負荷性能圖269.接管尺寸確定33 10冷凝器和再沸器35四、個人總結及參考書目 36（一）化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書一 設計題目：苯-甲苯連續板式精餾塔的設計二 任務要求 1.

10、設計一連續板式精餾塔以分離苯和甲苯，具體工藝參數如下：原料苯含量：質量分率 = （28+0.5*2）%=29%原料處理量：質量流量 = （10 + 0.1*2） =10.2t/h產品要求： 摩爾分率： xD = 97%， xW= 0.7% 組號為偶數 ；2.工藝操作條件：塔頂壓強為4kPa(表壓)，單板壓降0.7kPa，塔頂全凝，泡點回流，R =（1.22）Rmin。 三 主要內容 1 確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置； 2 精餾塔的工藝計算與結構設計： 1） 物料衡算確定理論板數和實際板數； （可采用計算機編程）2） 按精餾段首

11、、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整； 3） 確定塔板和降液管結構； 4） 按精餾段和提餾段的首、末板進行流體力學校核；（可采用計算機編程）5） 進行全塔優化，要求操作彈性大于2。 3 計算塔高和接管尺寸； 4 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積。 5 繪制塔板結構布置圖和塔板的負荷性能圖；（如果精餾段和提餾段設計結果不同，則應分別繪出）6 設計結果概要或設計一覽表；7 設計小結和參考文獻；8 繪制裝配圖一張（可采用CAD繪圖）二、設計計算1.設計方案的選定及基礎數據的搜集 本設計任務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

12、離，應采用連續精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。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，其余部分經產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2倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。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，在本次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一，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

13、38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有： () 結構比浮閥塔更簡單，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。 () 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。 表1 苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.

14、5318.576833.44107.7表2常壓下苯甲苯的氣液平衡數據溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584

15、.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0下圖是板式塔的簡略圖2 精餾塔的物料衡算苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 （1）.原料液以及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 Ma=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質量 Mb=92.13 kg/kmolXF = (0.29/78.11)/(0.29/78.11+0.71/92.13)=0.3252XD=0.97XW=0.007（2） 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量原料液的平均摩爾質量： MF =0.32

16、52×78.11+（1-0.3252）×92.13=87.57 kg/kmol塔頂餾出液的平均摩爾質量： MD =0.97*78.11+（1-0.97）*92.13=78.53 kg/kmol塔釜液體的平均摩爾質量： MW =0.007*78.11+（1-0.007）*92.13=92.03 kg/kmol（3） 全塔物料衡算進料量：F=10.2*10³/87.57=116.48 Kmol/h總物料衡算 F=D+W 116.48 =D+W苯的物料衡算 FXF =DXD+WXW 116.48*0.3252=0.97D+0.007W解得：D=39.0 Kmol/h W

17、=77.48Kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔頂產品量 W-塔底產品量3 塔板數的確定（1）理論板層數NT的求取 知苯和甲苯沸點分別為80.1、110.6查得苯、甲苯安托因列如下表ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58安托因方程 logPs=A-及a=Ps1/ Ps2代入數據分別求得a1=2.588 a2=2.399=9.6%30%有a= a1+( a2- a1)x 代入相平衡方程得相平衡方程求最小回流比及操作回流比。由,代入數據得Rm=1.906當R=1.4Rm=2.668 Y1=0.727X+0.264 Y2=1.542X-0.00037

18、9進料板第8塊 7塊精餾段 N t=17.5當R=1.5Rm=2.859 Y1=0.741X+0.251 Y2=1.515X-0.00036進料板第8塊 7塊精餾段 N t=17.5當R=1.6Rm=3.0493 Y1=0.753X+0.2395 Y2=1.4906X-0.000343進料板第8塊 7塊精餾段 N t=16.5當R=1.7Rm=3.240 Y1=0.764X+0.2287 Y2=1.4685X-0.000328進料板第7塊 6塊精餾段 N t=15.5當R=1.8Rm=3.430 Y1=0.774X+0.219 Y2=1.448X-0.000314進料板第7塊 6塊精餾段 N

19、t=15.5 所以當R=1.4Rm=2.668 Y1=0.727X+0.264 Y2=1.542X-0.000379 Nt（R+1）最小為64.19進料板第8塊 7塊精餾段 N t=17.5 求精餾塔的氣、液相負荷 (泡點進料：q=1)求操作線方程 精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為（2）逐板法求理論板又根據相平衡方程由excel表格得 = 0.97 0.9321 因為 精餾段理論板 n=7 <xw塔板效率計算：假設檀板效率50%、則精流段 N1=7/50%=14，提餾段 N2=10/50%=20塔頂壓強PD=105.3Kpa，壓降取0.7KPa則進料板壓強PF=105.3+14*0.

20、7=115.1Kpa塔釜壓強PW=105.3+34*0.7=129.1KPa由Nenton-Raphson數值法泡點溫度公式，P48分離過程F(t)=xi/p*exp(A-)-1分別由塔頂、進料板、塔釜組成經excel單變量求解得塔頂溫度tD=81.96,進料板溫度tf=102.53,塔釜溫度tw=119.60分別查得在以上三中溫度下苯、甲苯的黏度tD=81.96時，u1=0.31403，u2=0.31536tf=102.53時，u1=0.25639， u2 =0.26155tw=119.60時，u1=0.21887， u2=0.22334精餾段液相平均粘度計算Lg uD=x1Dlgu1 +x

21、2D lgu2 得uD =0.3140646、LguF= x1Flg u1F+ x2Flg u2F 得 uF=0.2599313則精餾段液相平均粘度 u1 =（uD+ uF ）/2=0.286998mPa*s精餾段塔板效率ET=0.17-0.616lg u1=50.39%與50%相差不大故取精餾段塔板效率為50%，精餾段實際塔板數14塊同理計算提餾段的塔板效率得ET=55%，經圓整取提餾段塔板效率為52.3%，提餾段實際塔板數15塊。4 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 （1）操作壓力計算 塔頂操作壓力 105.3kPa塔底操作壓力=125.6 kPa進料板壓力115.1 kPa精餾段平均

22、壓力 P m （105.3+115.1）2110.2 kPa提餾段平均壓力P m =（115.1+125.6）/2 =120.4 kPa（2）操作溫度計算 由以上計算知溫度計算結果如下： 塔頂溫度81.96進料板溫度102.53 塔底溫度=119.60精餾段平均溫度=（ 81.96+102.53）/2 = 92.25提餾段平均溫度=（102.53+119.6）/2 =111.1（3）平均摩爾質量計算 塔頂平均摩爾質量計算 由xD=y1=0.97,代入相平衡方程得x1=0.9321進料板平均摩爾質量計算 由上面理論板的算法，得0.4791， 0.2673塔底平均摩爾質量計算xw=0.070， y

23、w=0.157精餾段平均摩爾質量 提餾段平均摩爾質量（4）平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態方程計算，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 由tD81.96，查手冊得 塔頂液相的質量分率 進料板液相平均密度的計算 由tF102.53，查手冊得 進料板液相的質量分率 塔底液相平均密度的計算 由tw119.6，查手冊得 塔底液相的質量分率 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 tD81.96，查手冊得 A=20.8

24、8mN/m B=21.35 mN/mLDm=0.97×20.88+(1-0.97)×21.35=20.89mN/m進料板液相平均表面張力的計算 由tF102.53，查手冊得 A=18.35m N/m B=19.07 m N/mLFm=0.267×18.35+0.733×19.07=18.88 mN/m塔底液相平均表面張力的計算 由 tw119.6，查手冊得 A=16.29 mN/m B=17.21 mN/mLwm=0.07×16.29+(1-0.07)×17.21=17.15mN/m精餾段液相平均表面張力為 Lm=（20.89+18.

25、88）/2=19.88 mN/m提餾段液相平均表面張力為 Lm=（18.88+17.15）/2=18.02 mN/m(6) 液體平均粘度計算 由前面計算精餾段液相平均粘度為 Lm=0.2870 mPa·s提餾段液相平均粘度為 Lm=0.2416 mPa·s（7） 氣液負荷計算 精餾段： 提餾段： 5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 (1) 塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。可參照下表所示經驗關系選取。表7 板間距與塔徑關系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距H

26、T，mm200300250350300450350600400600 對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查教材P131圖 得C20=0.072；依式校正物系表面張力為時可取安全系數為0.7，則（安全系數0.60.8），故按標準,塔徑圓整為1.4m,則空塔氣速0.713m/s。對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查2：圖38得C20=0.106；依式校正物系表面張力為時可取安全系數為0.8，則（安全系數0.60.8），故按標準,塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速1.29m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據塔徑的選擇規定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此

27、在設計塔的時候塔徑取1.2m（2） 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度=（-1）=（14-1）×0.4=5.2 m提餾段有效高度=（-1）=（15-1）×0.4=5.6m在精餾塔上開1個人孔，高度為0.8m，精餾塔的效高度為Z=+0.8=5.2+5.6+0.8=11.6m6 塔板主要工藝尺寸的計算(1) 溢流裝置計算 因塔徑D1.4m，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0.7D=0.7×1.4=0.98mb)出口堰高：由，查2：圖311，知E=1.005,依式可得故c)降液管的寬

28、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，不設進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長：單溢流去lW=（0.60.8）D，取堰長為0.8D=0.8×1.2=0.96mb)出口堰高：由查2：圖311，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（2：圖313）得，故， 利用(2：式310)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大

29、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（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因D800mm，故塔板采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區寬度，（當D1.5m時，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計算開空區面積，c)篩孔數與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數個， 則（在515范圍內） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為 提餾段：a)取邊緣區寬度Wc=0.05m(3050mm),安定區寬度，（當D1.5

30、m時，Ws=6075mmb)依(2：式318)：計算開空區面積， c)篩孔數與開孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數個， 則（在515范圍內） 則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為7 篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算，目的在于驗算預選的塔板參數是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關塔板參數進行必要的調整，最后還要作出塔板負荷性能圖。(1) 氣體通過篩板壓強相當的液柱高度計算 精餾段：a)干板壓降相當的液柱高度：依，查干篩孔的流量系數圖得，C0=0.78由式b)氣體穿過板上液層壓降相當的液柱高度：， 由與關聯圖查得板上液層充氣系數=0.625，依式

31、c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度：依式，故則單板壓強：(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) 霧沫夾帶故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩定性系數，故在設計負荷下不會產生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度依式， 而H=0.0598+0.0375+0.001=0.0983m取，則故在設計負荷下不會發生液泛。根據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。提溜段：a)干板壓降相當的液柱高度：依，查干篩孔的流量系數圖得，C0=0.78由式b)氣體穿

32、過板上液層壓降相當的液柱高度：， 由與關聯圖查得板上液層充氣系數=0.585，依式c)克服液體表面張力壓降相當的液柱高度：依式， 故則單板壓強：(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) 液沫夾帶故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。(4) 漏液由式篩板的穩定性系數，故在設計負荷下不會產生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發生，應使降液管中清液層高度依式， 而H=0.129m取，則故在設計負荷下不會發生液泛。根據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。8 塔板負荷性能圖 精餾段：(1) 漏液線 由 ，

33、得 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.58680.60470.61930.6321由上表數據即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下： 由 聯立以上幾式，整理得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)2.36112.27842.20902.1471由上表數據即可作出液沫夾帶線2。

34、 (3) 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。由式3-21得 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。 (4) 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 據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線0.01312。 (5) 液泛線 令 由聯立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代人上式，并整理得 式中：將有關的數據代入整理，得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183

35、.113.04由上表數據即可作出液泛線5。 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 圖3-23 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。由上圖查得 Vs,max=1.056 m3/s Vs,min=0.329m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.328提餾段(1) 漏液線 由 ，得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.502560.517

36、130.529040.47673由上表數據即可作出漏液線。 (2) 液沫夾帶線 以 ev0.1kg液/kg氣為限，求 Vs-Ls關系如下： 由 在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.79951.73871.68761.6421由上表數據即可作出液沫夾帶線2。 (3) 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。據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。 (4) 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

37、此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線0.0474。 (5) 液泛線 令 由聯立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關系式代人上式，并整理得 將有關的數據代入整理，得在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表數據即可作出液泛線5。 根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。 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。由上圖查得 Vs,m

38、ax=1.086 m3/s Vs,min=0.319 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.359所設計篩板的主要結果匯總于表。 設計結果一覽表項目符號單位計算數據精餾段提留段各段平均壓強PmkPa110.2120.4各段平均溫度tm92.25111.1平均流量氣相VSm3/s1.0961.055液相LSm3/s0.003030.00704實際塔板數N塊1415板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm5.25.6塔徑Dm1.41.2空塔氣速um/s0.7131.29塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.980.96堰高hwm0.04580.034溢流堰

39、寬度Wdm0.2070.238管底與受業盤距離hom0.0390.044板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數n個51783093開孔面積m20.10140.0606篩孔氣速uom/s10.8117.41塔板壓降hPkPa0.07590.1424液體在降液管中停留時間s17.329.3降液管內清液層高度Hdm0.09830.129霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.01190.0354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/s 1.0561.086氣相最小負荷VS·minm3/s0

40、.3290.319操作彈性VS·max /VS·min3.3283.3599. 各接管尺寸的確定（1） 進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規格：實際管內流速：（2） 釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則 經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規格：實際管內流速：（3） 回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規格：實際管內流速：（4） 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)，規格：實際管內流速：（5） 再沸氣產生的蒸汽進口