乙醇水连续筛板精馏塔工艺设计.doc

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1、 山 东 大 学化工原理课程设计题 目 乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计 _系 （院） 化学与化工系_ 专 业 应用化工技术_ 班 级 _ 学生姓名 _ 学 号 _ 指导教师 _ 职 称 讲师_ 2012年 6 月 6日滨州学院化工课程设计滨州学院化工课程设计前言精馏是分离液体混合物最常用一种操作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔

2、顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的，有特殊物质的体系还可以用恒沸精馏或萃取精馏等特殊的方法进行分离。 精馏过程按操作过程可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸

3、点高又是热敏性的混合液可采用减压精馏。 精馏过程所用的设备及起相互联系总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两大类。 板式塔内沿塔高安装了若干层塔板（亦称塔盘），液体靠重力作用由顶部流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而升至塔顶。气、液两相在塔板上直接接触完成热、质的传递，两相组成沿着塔高呈阶梯式变化。塔板是板式塔内汽、液接触的主要元件。塔板的种类很多，根据塔板结构特点可将板式塔分为：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、浮舌塔、浮动喷淋塔等多种不同的塔型。 化工原理教材已对常用的板式塔，如泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、喷射塔、多降液管

4、塔、无溢流塔等的形式、结构和优点作了介绍，从中了解到不同的类型各有其优缺点，各有其使用的场合。 塔总体结构包括塔体、裙座、封头、除沫器、接管、手孔、人孔等。 目录一、设计题目3二、设计目的3三、设计任务及操作条件3四、设计内容4（一） 设计方案选定4（二） 精馏塔的物料衡算5一、摩尔分率及摩尔质量的计算51.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量5二、物料衡算5（三） 精馏工艺条件计算6一、乙醇气液平衡数据（101.3kPa）6二、乙醇和水xy图，及精馏段操作线、提留段操作线71、理论塔板数NT 的求取72、实际板层数的求取8三 精馏塔的工艺条件及有关物性数据

5、的计算91、操作压力92、操作温度93、平均摩尔质量的计算104、精馏段平均密度计算105、液体平均表面张力的计算11（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算12一、精馏段塔径的计算12二、提馏段塔径的计算13三、 精馏塔有效高度的计算141、精馏段的有效高度142、提馏段的有效高度15（五）塔板主要工艺尺寸的计算15一、精馏段溢流装置的计算因塔径151、堰长lw 152、溢流堰高度hw153、弓形降液管宽度Wd 和截面积 Af154、降液管底隙高度h016二、提馏段溢流装置的计算162、溢流堰高度hw163、弓形降液管宽度Wd 和截面积 Af174、降液管底隙高度h017三、塔板布置及筛孔数目与排列1

6、81、边缘宽度的确定182、开孔区面积计算18（六）. 筛板的流体力学验算18一、精馏段181、塔板压降182、液面落差193、雾沫夹带194、漏液计算205、液泛计算20二、提馏段201、塔板压降202、液面落差213、雾沫夹带214、漏液计算225、液泛计算22（七）塔板负荷性能图22一、漏液线22二、雾沫夹带线23三、液体负荷下限线23四、液体负荷上限线23五、液泛线24六、负荷性能图24七、有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表925（八）精馏塔的附属设备26一、换热器的计算261、塔顶冷凝器262、再沸器273、预热器28二、离心泵的设计291、塔顶离心泵规格292、提供预热器热水离

7、心泵规格29三、各接管尺寸的确定291、进料管292、釜残液出料管303、塔顶回流液管304、塔顶上升蒸汽管305、塔底回流液管31（九）参考文献31- - 3 -化工原理课程设计乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计一、设计题目乙醇水连续筛板精馏塔工艺设计二、设计目的 综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。 树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。三、设计任务及操作条件原料：在一常压操作的连续精馏塔

8、内分离乙醇水混合物。处理量（料液） 年产量100000吨生产制度 年开工300天，每天24小时连续生产原料组成 28% （质量百分率，下同）进料状况 含乙醇28%，乙醇-水的混合溶液分离要求 塔顶乙醇含量78%，塔底乙醇含量0.04 操作压力 进料热状况 泡点进料回流比 1.5单板压降 0.7KPa 全塔效率 ET=38%设备型式 筛板 建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20的滨州市四、设计内容（一） 设计方案选定本设计任务为分离水乙醇混合物。 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至88.07后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一

9、部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。1、精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2、操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3、塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4、加料方式和

10、加料热状态：加料方式选择加料泵打入，经换热器加热达到露点后，采用泡点进料方式进行。5、由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6、再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。（二） 精馏塔的物料衡算原料液处理量为13888kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成78%（w/w）乙醇。原料28%（w/w）乙醇水溶液，釜残液含乙醇0.04%（w/w）的水溶液。分子量M水=18 kg/km

11、ol；M乙醇=46 kg/kmol。一、摩尔分率及摩尔质量的计算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料摩尔分数：xF= 塔顶摩尔分数 ： xD= 塔釜残液的摩尔分数： xW= 2.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 二、物料衡算 原料的处理量 F= 总物料衡算 乙醇的物料衡算 解得: 塔顶采出量 塔底采出量 （三） 精馏工艺条件计算一、乙醇气液平衡数据（101.3kPa）T/液相xa/%气相ya/%T/液相xa/%气相ya/%T/液相xa/%气相ya/%1000088.36.938.182.42555.599.30.22.587.97.439.281.630.657.798.80.44.28

12、7.77.940.281.235.159.697.70.88.887.48.441.380.84061.496.71.212.8878.942.180.445.463.495.81.616.386.79.442.98050.265.495218.786.49.943.879.85466.994.22.421.486.210.544.679.659.669.693.42.924861145.479.364.171.992.63.326.285.711.546.178.870.675.891.93.728.185.412.146.978.67679.391.34.229.985.212.647.5

13、78.479.881.890.84.631.68513.248.178.28686.490.55.133.184.813.848.778.1589.489.489.75.534.584.714.449.39594.289.2635.884.51549.8100100896.53783.32053.1（1）（2）1、理论塔板数NT 的求取理论板层数NT的求取甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。求得甲醇水体系的相对挥发度=5.1016（详见附录一（1）求最小回流比采用泡点进料则有气液平衡方程求得 故最小回流比为 可取操作回流比R=1.5Rmin=0.70815塔顶产品产量、釜残液量及加

14、热蒸汽量的计算 求操作线方程 精馏段操作线方程为: 提馏段操作线方程为: 汽液平衡方程 逐板计算法求理论塔板数=带入精馏段操作线方程 同理带入提馏段操作线方程. = 总理论板层数（括再沸器） 进料板位置 精馏段的理论塔板数 N精=1提馏段的理论塔板数 N提=12（包括进料版，不包括再沸器）2.6.2 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精=1/0.38=2.633 提馏段实际层数 N提=12/0.38=31.5789322.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.7.1操作压力的计算塔顶操作压力每层板的压降 P=0.7kpa进料板压力 塔底压力 全塔平均压力pm=（101.325+125

15、825）/2=113.575精馏段平均压力 Pm=（101.3+103.425）/2=102.3625kpa提馏段平均压力 Pw=（103.425+125.825）/2=114.625kpa 2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）)由内插法求得塔顶温度td=79.6532进料处温度tf =84.9967塔釜温度tw =99.944全塔平均温度(79.6532+99.944)/2=89.7986精馏段平均温度 tm=（79.6532+84.996）/2=82.3250提馏段平均温度 tm=（84.996+99.944）/2=92.47043、平均摩尔质量的计算（1）塔顶混合物平均摩尔质量计

16、算，由，查平衡曲线得：，则 塔顶液相的平均摩尔质量： （2）进料板混合物的平均摩尔质量，由图解理论板得： 由平衡曲线得： （3）塔底平均摩尔质量的计算由逐板计算得：yw=5.5875 xw=0.447Mvwm=5.587546+(1-5.5875)18=18.015645kg/kmolMlwm=0.44746+(1-0.447)18=18.0012516 kg/kmol精馏段混合物平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：Mvm = (21.5924+18.015645)/2=19.8040kg/kmolMlm = (18.336952+18.0012516)/2=18.1691kg/ kmol 4

17、平均密度的计算气相平均密度的计算有理想气体状态方程计算，即精馏段vm= = =0.9674kg/提馏段vm=0.7468 kg/液相平均密度方程计算液相平均密度依下式计算，即1/lm=i/i塔顶液相平均密度的计算：由Td=79.6532，查手册得(A水 B乙醇)A=972.76kg/ B=736.76kg/=0.7800ldm= = 820.1064kg/ 进料液相平均密度的计算 由Tf= 84.9967，查手册得 A= 972.7341 kg/ B= 735.9381kg/B=0.2733lm= =888.05kg/塔底液相平均密度的计算由T w=99.944，查手册得 A=959.746

18、9 kg/ B= 716.6650kg/ B=0.000040895 lwm= = =959.674 kg/ 精馏段的平均密度 lm=（820.1064+888.05）/2=854.0782kg/ 提馏段的平均密度 lm=（888.05+959.674）/2=923.862kg/ 5、液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算lm=xii塔顶平均液相表面张力的计算由Td=79.6532，查手册得=15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.5811+0.4189 =0.581115.0259+0.418964.9880= 35.955mN/m 进料平均液相表面张力的计

19、算由Tf=84.9967，查手册得=14.1507mN/m =62.9661mN/mlfm=0.1283+0.7804 =0.128314.1507+0.871762.966=56.703 mN/m 塔底平均液相表面张力的计算由=99.944，查手册得 =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.00016+0.99984 =0.0001612.3591+0.9998458.9404=58.930mN/m精馏段平均液相表面张力lm=（53.955+56.703）/2=46.329mN/m提馏段平均液相表面张力lm=（56.703+58.930）/2=57.818 mN/m

20、液相平均粘度依下式计算，即Lglm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算由Td=79.6532，查手册得=0.3199mPas =35.8805mPas lgldm=0.5811+0.4189 =0.58110.3199+0.418935.8805ldm=2.3104 mPas 进料液相平均粘度的计算由Tf=84.9967，查手册得=0.2828mPas =32.5181 mPas lglfm= 0.1283+0.8717 =0.12830.2828+0.871732.5181lfm=17.6889 mPas 塔底液相平均粘度的计算 由=99.944，查手册得 =0.2294mPas =28.62

21、16mPas lglwm=0.16+0.99984 =0.160.2294+0.9998428.6216lwm=28.6088 mPas 精馏段液相平均粘度lm =（2.3104+17.6889）/2=9.9996mPas 提馏段液相平均粘度lm =（17.6889+28.6088）/2=23.14885mPas 1（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算一、精馏段塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为 由计算，其中的C由图3-3査取，图的横坐标为取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL=0.06m，则查化工原理课程设计P105图5-1得：C20=0.073，则取设计的安全系数为0.7，则空塔气速为： 塔

22、径：按标准塔径圆整得：D=1.2m塔截面积为：实际空塔气速为： 二、提馏段塔径的计算精馏塔的气，液体体积流率为, 由计算，其中的C由图3-3査取，图的横坐标为取板间距HT=0.40m 板上液层高度hL=0.06m，则查化工原理课程设计P105图5-1得：C20=0.073，则取设计的安全系数为0.7，则空塔气速为： 塔径：按标准塔径圆整得：D=0.6m塔截面积为：实际空塔气速为： 三、 精馏塔有效高度的计算为了便于筛板塔的检修，塔壁上应开若干人孔。开设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔68块塔板设一个人孔；物料脏物，需经

23、常清洗时，则每隔34块塔板设置一个人孔。设计时定位每8块板开一孔，则：孔数S=实际塔板/8=35/85在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m实际塔高可按公式计算：H=Hd+(N-1-1-S) HT+Hb+Hf+SHTH=(N-1-1-S) 0.40+0.6S+1.2+1.3+1.4=（27-1-1-5）0.40+0.65+1.2+1.3+1.4=14.9式中：H塔高（不包括封头和裙座高），mHd塔高孔间高，mHb塔底空间高，mHT板间距，mN实际塔板数（不包括再沸器）Hf进料孔处板间距，mS手孔或人孔数（不包括塔顶、塔底空间所开入孔）HT 开设手孔、人孔处板间距，m其中，Hd一般取1.21.5

24、m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场气体中液滴的夹带量。塔底空间Hb具有中间储槽的作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算，也可取经验值。常取Hb=1.32m。进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 1.4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT，视手孔、人孔大小而定，一般取HT 600mm。（五）塔板主要工艺尺寸的计算一、精馏段溢流装置的计算因塔径D=1.1882m，流体量适中，可以选取单溢流弓形降管。1、堰长lw 取 lw=0.66D=0.661.1882=0.7842m2、溢流

25、堰高度hw 由hW=Hl-h0W，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 近似取E=1，则取板上清液层高度 hL=0.06m，故 3、 弓形降液管宽度Wd 和截面积 Af 由,得 , 故 验算液体在降液管停留的时间，即 故降液管设计合理。4、降液管底隙高度h0 取 ,则 故降液管底隙高度设计合理二、提馏段溢流装置的计算1、堰长lw 取 lw=0.66D=0.661.024=0.6758m2、溢流堰高度hw 由hW=Hl-h0W，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 近似取E=1，则取板上清液层高度 hL=0.06m，故 3、弓形降液管宽度Wd 和截面积 Af 由,得 , 故 验算液体在降液管

26、停留的时间，即 故降液管设计合理。4、降液管底隙高度h0 取 ,则 故降液管底隙高度设计合理 三、塔板布置及筛孔数目与排列1边缘宽度的确定因D800mm，故塔板采用分块式。查表（查化工原理及课程设计p154表83）得，塔板分为3块。取Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m2开孔区面积计算开孔区Aa按下式计算， Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.512-0.207=0.305m r=D/2-Wc=0.512-0.06=0.452m故 Aa=20.305（0.45220.3052）0.5+ 0.4522/180sin-1（0.30

27、5/0.452）=0.80873筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用=3.0mm碳钢板，取筛孔直径do=5.0mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm筛孔数目n为n= =4151个开孔率为=0.907 =0.907=10.08%气体通过阀空的气速为提馏段=22.4370 m/S精馏断=24.4292 m/S （六）. 筛板的流体力学验算一、精馏段 1 、塔板压降（1）干板阻力hc的计算 由式进行计算，由，查图得c0=0.772，则 液柱（2）气体通过液层阻力 由 计算查得 气系数，则 液柱（3）液体表面张力的阻力的计算 液柱液柱2、 液面落

28、差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影响。3、雾沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 =0.0809g液/kg气0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4、漏液计算 对于筛板塔，漏液点气速可由 计算，则 稳定系数，故无明显漏液现象。5、液泛计算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取，故 溢流管内的清液层高度，其中，所以0.1440m0.219m由此可知，即不会产生液泛。二、提馏段1 、塔板压降（1）干板阻力hc的计算 由式进行计算，由，查图得c0=0.772，则 液柱（2）气体通过液层阻力 由 计算查得 气系数，则 液柱（3）液

29、体表面张力的阻力的计算 液柱液柱2、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影响。3、雾沫夹带雾沫夹带可以由公式：=0.0897g液/kg气0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4、漏液计算 对于筛板塔，漏液点气速可由 计算，则 稳定系数，故无明显漏液现象。5、液泛计算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取，故 溢流管内的清液层高度，其中，所以由此可知，即不会产生液泛。（七）塔板负荷性能图1、漏液线得 得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3 Ls,0.00060.00150.00

30、300.0045Vs，0.3440.3570.3740.387 表3-3由上表数据可做出漏液线12、液沫夹带线取雾沫夹带极限值 依式 式中 故 5 则 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-4： Ls，0.00060.00150.00300.0045Vs，1.1761.1051.0140.937 表表3-4由上表数据即可做出液沫夹带线2。3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。 取 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4、液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线

31、4。5、液泛线令 由 故 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-5：Ls，0.00060.00150.0030.0045Vs，1.5121.2860.7670.235表表3-5由上表数据即可作出液泛线5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 ，故弹性操作为 （操作弹性大于4）六、负荷性能图由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。由图可据可以得出： 故操作弹性为 （操作弹性大于5）七、有关该筛板塔的工艺设计计算结果

32、汇总于表9表9筛板塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注全塔平均温度89.7986全塔平均压力113.575塔径0.6精馏段0.58m提馏段0.469m板间距0.4塔板型式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速精馏段1.7967提馏段2.2223溢流堰长度0.7842溢流堰高度精馏段0.0525提馏段0.038板上液层高度0.06降液管底隙高度精馏段0.01646提馏段0.02693筛板孔数个4151等腰三角形叉排筛孔气速精馏段24.4292提馏段22.4370孔心距0.015同一横排的孔心距安定区宽度0.08边缘区宽度0.06筛孔直径0.005开孔率，%10.08开孔区面积0.8087单板压降精馏

33、段696.55提馏段632.8639液体在降液管内的停留时间 41.8 精馏段 12.6提馏段降液管内的清液高度0.1440精馏段01375提馏段精馏段气相负荷上限1.18泡沫夹带控制气相负荷下限0.28液相负荷下限线控制操作弹性4.21提馏段气相负荷上限0.79液相负荷上限线控制气相负荷下限0.144漏液线控制操作弹性5.48（八）精馏塔的附属设备一、换热器的计算1、塔顶冷凝器 设冷凝水从2030，TD=79.6532 ，温度， 其中25下，水的kJ/（kg.）查得，则 又，经验取值w/(m2.),则因此可选择列管式换热器，规格如下：名称公称直径mm公称压强管程数管子总根数规格2731600

34、232名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格70.00511.145002、再沸器该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备。 选择因此选择列管式换热器，规格如下：名称公称直径mm公称压强管程数管子总根数规格400600476名称中心排管数管程流通面积计算换热面积换热管长度规格110.0617.330003、预热器用再沸器剩余的水蒸气加热，即100水间接加热， 所以水要从100降到40取因此选择列管式换热器，规格如下：列管尺寸管心距公称压强管程数中心排管数列管管 长管子总数换热面积二、离心泵的设计1、塔顶离心泵规格， 故可选用 IS65-40-200

35、 型离心泵。2、提供预热器热水离心泵规格由于流量比较低，选择最小的离心泵足够满足此种操作型号转速流量扬程效率轴功率必须汽蚀余量IS-32_125三、各接管尺寸的确定1、进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：2、釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：3、塔顶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，那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：4、塔顶上升蒸汽管塔内气体可以用式塔顶气体密度计算， 塔顶上升蒸汽的体积流量： 取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：5、塔底回流液管取适宜速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：实际管内流速：34