直接蒸汽加热板式精馏塔设计(共16页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上双组分溶液直接蒸汽加热板式精馏塔设计设计任务：规定F、xF、xD、xW，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比l 最小回流比设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 (1)设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) (2)所需基础数据：气液相平衡数据丙酮-水xi = 0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0; % 液相丙酮平衡浓度yi = 0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0

2、.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0; % 汽相丙酮平衡浓度ti= 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ;%平衡温度甲醇-水xi = 0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0; % 液相甲醇平衡浓度yi = 0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.77

3、9 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00; % 汽相甲醇平衡浓度ti= 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ;%平衡温度来源：王志魁.化工原理（第三版），北京：化学工业出版社,2004l 确定操作回流比 用Matlab或Excel工具求出N与R间的关系以确定适宜的回流比。(课堂讲解)2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 (3) (4)其中 (5) (6)联立式(3)、式(4)得： (7)(2) 操作方程精馏段 提馏段 3

4、计算精馏段、提馏段理论板数 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取4. 全塔组成分布、温度分布及精馏段、提馏段平均温度与组成精馏段平均温度 提馏段平均温度 其中 塔顶第一板温度，由y=xd查t-y数据获得，因塔顶为蒸汽冷凝；加料板温度，由加料板组成xm查t-x数据获得；塔釜温度，由xw查t-x数据获得。5物性参数的计算 塔顶条件下的物性参数(气相密度、液相密度、表面张力及粘度） 进料板组成与温度条件的物性参数 塔釜条件下的物性参数 精馏段平均物性参数 提馏段平均物性参数附： 气相密度用理想气体状态方程计算 液相密度 、为组

5、分A与B的质量分数，、分别为组分A与B的液相密度，水的密度用插值法求，甲醇或丙酮的密度查有机液体相对密度共线图(陈敏恒，化工原理（上册）：北京：化学工业出版社,2006) 二元含水混合物的表面张力（含水溶液)(B E Poling, J M Prausnitz, J P OConell著，赵红梅，王凤坤，陈圣坤等译，气液物性估算手册，北京：化学工业出版社,2006,497-498) 醇类，脂肪酸类 q=碳原子数，如乙酸q=2,甲醇q=1；酮类 q=碳原子数-1,例丙酮q=2W、O分别为纯水与纯有机物的表面张力,mN/m。纯有机物的表面张力查有机液体的表面张力共线图。xW、xO分别为水与有机物的

6、液相摩尔分数VW、VO分别为水与有机物的液相摩尔体积,cm3/molT温度,K例估算甲醇-水混合物在303K时的表面张力，甲醇的摩尔分数为0.122,实验数据46.1 mN/m.解：303K时W=71.18 mN/m、O=21.75mN/m,Vw=18 cm3/mol, Vo=41cm3/mol，q=1。（ Mo,Mw有机组分与水的分子量,kg/kmol;o,w有机组分与水的密度,kg/m3) （1） （2）联立式(1) (2)得： 水的物性数据查化工原理上册教材附录，采用内差法 甲醇、乙醇、丙酮的物性数据查上册教材附录密度见p272有机液体的相对密度共线图表面张力见p274有机液体表面张力共

7、线图液体粘度见p276液体粘度共线图液体比热容见p278液体比热容共线图气体粘度见见p284气体粘度共线图气体比热容见p286气体比热容共线图液体汽化热见p280液体汽化热共线图6塔效率的计算塔效率：OConnel公式(适用于非碳氢物系如甲醇-水物系，丙酮-水物系)丙酮-水精馏段 式中：精馏段平均温度下的相对挥发度；L精馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s以乙醇-水体系为例：精馏段平均温度 82.79，,，查有机液体粘度共线图82.79下醇的粘度为0.433mPa.s，查教材附录水的粘度为0.3439mPa.s。mPa.s 提馏段 式中：提馏段平均温度下的相对挥发度；L提馏段平均温度下的液相

8、粘度, mPa.s7 计算实际塔板数全塔效率：OConnel公式(适用于非碳氢物系)式中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度, mPa.s精馏段 式中：精馏段平均温度下的相对挥发度；L精馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 注意：要圆整塔板数 提馏段 式中：提馏段平均温度下的相对挥发度；L提馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 注意：要圆整塔板数全塔所需塔板数：全塔效率： 提醒：全塔效率的工业测定值通常在0.30.7之间8 冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷待求量：进料温度tF、塔顶上升蒸汽温度tDV(与xD对应的露点温度)、回流温度tDL(与xD对应的泡点温度)

9、。物性数据： 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 各组分的热容方程常数如 由沃森公式计算汽化热 9 估算塔径(1) 板间距的初选板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对

10、易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。表1 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。(2) 估算

11、塔径 式中：C操作物系的负荷因子; L操作物系的液体表面张力，mN/m；HT板间距；hL板上液层高度。注意：(1) 板上液层高度和塔板间距由设计者选定。对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。(2) 一定要按压力容器标准圆整塔径。目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径应圆整到标准值。塔径在1m以下者，标准化先按100mm增值变化；塔径在1m以上者，按200mm增值变化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mm等。圆整时，D1m间隔为100mm，必要时D1m间隔为200mm，必要时D2m可用100mm为间隔。(3)以上计算的塔径只是初估值，要根据流

12、体力学原则进行验算。(3) 因精馏段与提馏段的气液负荷及物性数据不同，故设计中两段的塔径应分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径，若二者相差较大，应采用变塔径。注意：（1）圆整后的塔径值可以比计算值小。如D=1.05m，圆整后的D可取1 m，1.2m(2) 精馏段与提馏段的塔径尽可能选取相同值，若需采用异径塔，也应使提馏段塔径大于精馏段。塔径的核算塔径标准化以后，应重新验算雾沫夹带量，必要时在此先进行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各项计算。当液量很大时，亦宜先按式4-7核查一下液体在降液管中的停留时间。如不符合要求，且难以加大板间距来调整时，也可在此先作塔径的调整。所需

13、物性数据物性数据：气体混合物的密度、液体混合物的密度、液体混合物的表面张力计算式： 气体混合物 液体混合物： wi组分i的质量分数含水溶液的表面张力： 式中：计算精馏段塔径时物性数据的处理：a. 以上方程所用物性数据近似按塔顶第一板处理. 如 b. 以上方程中所用物性数据均取塔顶第一板与加料板物性数据的平均值计算提馏段塔径时物性数据的处理：a. 以上方程所用物性数据近似按加料板处理. b. 以上方程中所用物性数据均取加料板与塔釜物性数据的平均值10 板式塔的塔板工艺尺寸计算注意：精馏段与提馏段应分别设计。精馏段与提馏段的板间距、塔板工艺尺寸既可相同也可不同，关键是塔板的工艺尺寸设计结果要能通过

14、塔板流体力学性能验算。I. 溢流装置的设计为维持塔板上有一定高度的流动液层，必须设置溢流装置。板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构与尺寸对塔的性能有重要的影响。 降液管的类型与溢流方式降液管的类型：圆形降液管一般用于小直径塔；对于直径较大的塔，常用弓形降液管。溢流方式： U形流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。根据塔径大小和液体流量选取合适的溢流方式。 溢流装置的设计计算溢流装置的设计包括堰长lW、堰高hW、弓形降液管的宽度Wd、截面积Af，降液管底隙高度h0，进口堰的高度与降液管间的水平距离hl等。a. 溢流堰(出口堰)：堰长和堰高溢流堰有平直型与齿形两种，设计中一般采用

15、平直型溢流堰。1)堰长 弓形降液管的弦长。其值据经验定。单溢流： 双溢流：2)堰高 降液管端面高出塔板面的距离hw堰上液层高度太小液体在堰上分布不均匀，影响传质效果，设计时应使hOW6mm，低于此值应采用齿形堰。堰上液层高度太大增大塔板压降及液沫夹带量，hOW6070mm时改用双溢流堰。 式中：hL板上清液层高度, m；hOW堰上液层高度,m对平直堰： 式中：E液流收缩系数，根据设计经验可取1。hw的确定：在工业塔中，hw一般为0.040.05m；减压塔为0.0150.025m；加压塔为0.040.08m，一般不宜超过0.1m。b. 降液管(以弓形降液管为例进行讨论)1)降液管的宽度Wd及截面

16、积Af 校核：原因：为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间，实践证明，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡物系，停留时间应更长一些。方法：式中：Lmax液体流量上限，m3/s；HT板间距，m；Af降液管截面积，m2。注意：液相负荷上限与气相流量无关；若校核不能满足要求，应调整降液管尺寸或板间距，直至满足要求为止。2) 降液管底隙高度h0 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离。必须满足，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm，即hO也可按下式计算：式中：液体通过底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.070.25m/s。

17、降液管底隙高度一般不宜小于2025mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。注意：若按推荐的最小底隙流速仍不能满足ho2025mm，若hw-ho0.006m也可以。c. 受液盘受液盘有平受液盘和凹受形液盘两种形式。平受液盘：一般需在塔板上设进口堰，但进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。凹形受液盘：既可在低液量时形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。凹形受液盘的深度一般在50mm以上，有侧线采出时宜取深些。凹形受液盘不适于易聚合及有悬浮固体的情况，因易造成死角而堵塞。II. 塔板设计(以筛板为例)

18、塔板布置塔板板面根据所起作用不同分为四个区域：开孔区、鼓泡区、安定区、边缘区(无效区)。 开孔区 上图虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以Aa表示。对单溢流型塔板，开孔区面积按下式计算： 式中：，m；，m；为以角度表示的反正弦函数。 溢流区 溢流区为降液管及受液盘所占的区域，其中降液管所占面积以Af表示，受液盘所占面积以Af表示。 安定区 开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称为破沫区。溢流堰前安定区(出口安定区)：宽度为Ws，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管。进口堰后的安定区(入口安定区)：其宽度为Ws，其作

19、用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。进口堰后的安定区(入口安定区)宽度 溢流堰前安定区(出口安定区)宽度 对小直径的塔(D1m)，因塔板面积小，安定区要相应减小。 无效区 在靠近塔壁的一圈边缘区域供支持塔板的边梁之用，称为无效区，也称边缘区。无效区宽度为Wc，其值视塔板的支承需要而定。小塔 3050mm 大塔 5070mm为防止液体经无效区流过而产生短路现象，可在塔板上沿塔壁设置档板。提醒：为便于设计和加工，塔板的结构参数已逐渐系列化。设计时可参考塔板结构参数的系列化标准。 筛孔的计算及其排列 筛孔直径 筛孔直径的选取与塔的操作性能要求、物系性质

20、、塔板厚度、加工要求等有关，是影响气相分散和气液接触的重要工艺尺寸。表面张力为正系统的物系 do=38mm(常用45mm) 小孔径表面张力为负系统的物系 do=1025mm(常用45mm) 大孔径 筛板厚度 碳钢塔板： 厚度=34mm且do不锈钢塔板：厚度=22.5mm且do(1.52) 孔中心距 相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。一般t=(2.55)do。t/do过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。推荐 t=(34)do。 筛孔的排列与筛孔数 筛孔按正三角形排列。按正三角形排列时，筛孔数目的计算式为：式中：Aa鼓泡区面积，m2；t筛孔的中心距，m。 开孔率当按

21、正三角形排列时 提醒：按上述方法求筛孔直径do、筛孔数目n后，还需通过流体力学性能验算，检验是否合理，若不合理需进行调整。11 筛板的流体力学性能验算塔板流体体力学验算的目的在于检验初步设计的塔板计算是否合理，塔板能束正常操作。验算内容有：塔板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛等。(1) 塔板压降气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压降。式中：与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度,m液柱；与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,m液柱；与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；(I) 干板阻力按经验公式估算:式

22、中：uo气体通过筛孔的速度,m/s；Co流量系数,Co=f(do/)。(II)气体通过液层的阻力充气系数，反映板上液层的充气程度。=f(F0)，通常可取0.50.6(III) 液体表面张力的阻力检验：应小于设计允许值(2) 液面落差流体横向流过塔板时，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮阀等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D1600mm的筛板，液面落差可忽略不计。对于液体流量很大及D2000mm的筛板，需要考虑液面落差的影响。(3) 液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的

23、返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量eV=0.1kg液/kg气。确定方法：亨特关联图或亨特关联式式中：按气体实际通过面积计算的气速()；HT板间距；hf泡沫层高度.(4) 漏液当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以uo,min表示。uo,min的计算方法： hL30mm或d03mm时 动能因子法式中：F0,min漏液点动能因子，

24、F0,min的适宜范围为810。稳定系数KK的适宜范围为1.52。(5)液泛液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况。设计中已对液沫夹带液泛进行了验算，故在筛板塔的流体力学验算中通常只对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。降液管内液层高度用来克服相邻两层板间的压降、板上清液层的阻力和液体流过降液管的阻力。式中 Hd降液管中清液层高度,m液柱; hp与塔板压降相当的液柱高度,m液柱；hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m液柱。hL板上清液层高度,m。hd的计算方法为： 塔板上设置进口堰 塔板上不设置进口堰检验：为防止液泛，应保证降液

25、管中泡沫层液体总高度不能超过上层塔塔板的出口堰，即 安全系数。对易发泡物系，=0.30.5；不易发泡物系，=0.60.712 塔板的负荷性能图负荷性能图：对于一定的物系和塔结构，将其适宜的气液负荷范围在直角坐标中，以液相负荷L为横坐标，气相负荷V为纵坐标进行绘制，所得图形称为塔板的负荷性能图。下面讨论适宜气液负荷范围的确定。I.气相负荷下限线漏液线确定依据：漏液线由不同流量下的漏液点组成，其位置漏液点气速确定。确定方法：在操作范围内任取几个液相流量下，计算相应的漏液点气速，气相负荷； 由公式计算(以筛板塔为例)式中：hw堰高；how堰上液高；lw溢流堰长度；hL以清液高表示的液层阻力；h液体表

26、面张力的阻力。整理后得到 (a)。在操作范围内任取几个液相流量下，依式(a)计算出Vs。意义：当操作的气相负荷低于此线时，将发生严重的漏液现象。此时的漏液量大于液体流量的10%。塔板的适宜操作区应在该线以上。II.气相负荷上限线过量液沫夹带线确定依据：该线通常以eV=0.1kg液/kg气为依据确定的。确定方法：亨特关联图或亨特关联式式中：按气体实际通过面积计算的气速()；HT板间距；hf泡沫层高度.整理后得到 (b)在操作范围内任取几个液相流量下，依式(b)计算出Vs。意义：若气液负荷点位于此线上方，表明液沫夹带现象严重，已不宜采用。III. 液相负荷下限线确定依据：对于平直堰，其位置可根据h

27、ow=6mm确定。液相负荷下限与气相液量无关。意义：若操作的液相负荷低于此下限时，表明液体流量过低，板上液体流动不能均匀分布，气液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率急剧下降。塔板的适宜操作区应在该线以右。IV. 液相负荷上限线确定依据：液体在降液管内的停留时间为35s 式中：Lmax液体流量上限，m2/s；HT板间距，m；Af降液管截面积，m2。液相负荷上限与气相液量无关。意义：液量超过此上限，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使塔板效率下降，以致出现溢流液泛。塔板的适宜操作区应在该线以左。V. 溢流液泛线确定依据：溢流液

28、泛条件 以塔板上设置进口堰为例式中Hd降液管内清液层高度；HT板间距；hw堰高。依上式得到 (c)意义：若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。塔板的适宜操作区在该线以下。VI. 负荷性能图提醒：要分别求出精馏段和提馏段的塔板负荷性能图13 板式塔的结构I. 塔体结构 塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。作用：使出塔气体夹带的液滴因沉降作用而与气流分离。高度：为利用出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距为（1.52.0)HT。若要安装除沫器时，需要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。人孔对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68层塔板设一

29、人孔。人孔直径一般为450mm600mm，其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。设人孔处的板间距应等于或大于600mm。支座（查化工设备设计手册） 封头 (查化工设备设计手册或常用化工单元设备设计) 塔高计算式为：式中：H塔高,m；n实际塔板数；nF进料板数；HF进料板处板间距,m；np人孔数；Hp设人孔处板间距,m；HB塔底空间高度,m；HD塔顶空间高度,m；H1封头高度,m；H2裙座高度。II. 塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整形块式和分块式两类塔板.塔径小于800mm时，一般采用整块式；塔径超过800mm时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板

30、分成数块通过人孔送入塔内。塔板分块方法参见文献。13 附属设备精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏釜）、原料预热器、原料罐、回流罐、产品罐、输送物料的泵等，可根据有关教材或化工手册进行选型与设计。I. 冷凝器冷凝器常采用管壳式换热器，一般为卧式过程冷凝较好。冷凝器：根据当地气候条件确定冷却水的温度，选择冷却水的出口温度计算对数平均推动力根据冷热流体的流动通道和种类选择总传热系数II. 蒸馏釜塔釜的装料系数依物系起泡倾向取为60%80%。釜液所占高度的计算：依据釜液流量、釜液的停留时间、塔径计算。例：釜液体积流量为Ls m3/s, 塔径为D m, 停留时间为t min料液在釜

31、内的停留时间15min，装填系数取0.5，塔釜径D/塔高h=2:1塔釜液量 塔釜体积 釜液所占高度 m液面上方的气液分离高度要求：满足安装塔底气相接管所需空间高度和气液分离所需空间高度。釜中液面距底层塔板高度至少要在0.5m以上。注意：计算出塔釜直径后要圆整。III. 泵泵的选择步骤：a. 计算管路系统的总阻力损失；b. 计算外加压头；c. 根据输送介质的物性及操作条件选择泵的类型，根据流量与扬程确定泵的型号。注意：要对计算出的流量与扬程加10%20%不可预计（如计算误差、漏耗等）的安全量。14 接管尺寸的确定包括进料管、回流管、塔顶蒸汽接管、塔釜出料管。设计依据: 初设u(查化工工艺设计手册

32、（下册）或参考后面所附数据)查管子规格表（化工工艺设计手册（下册)，选定管子规格重新计算uI. 蒸汽接管u上升蒸汽流速，m/s。常压操作时，可取1220m/s；绝对压力为 0.060.14MPa时，可取为3050m/s；绝对压力小于0.06MPa时，可取为5070m/s。加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为510mm，孔距为孔径的510倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.21.5倍，管内蒸气速度为2025m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。II. 液流管液流管指的是回流液管、进料管、塔釜出料管。回流管内液体的适宜流速为：重力回流取0.20.5m/s；强制回流（泵送）取1.52m/s；进料管内液体的适宜流速为：料液由高位槽流入塔内时，取0.40.8m/s；由泵送时，取1.52m/s；釜液出料管内液体的适宜流速一般取0.51m/s。15 绘制精馏塔的装配图16 撰写设计说明书专心-专注-专业