合肥工业大学宣城校区化工原理课程设计说明书分离甲醇、水混合物的板式精馏塔设计.docx

课程设计设计题目分离甲醇、水混合物的板式精馏塔设计目录摘要1绪论2一、板式精馏塔设计流程说明3（一）设计方案的确定31、装置流程的确定3 2、操作压力的选择3 3、进料状况的选择44、加热方式的选择4 5、回流比的选择4（二） 塔板的类型与选择51、 泡罩塔52、 筛板塔53、浮阀塔5二、板式精馏塔的设计计算6（一）精馏塔全塔物料衡算6（二）回流比和塔板数的确定7（三）灵敏度分析10（三） 用详细计算模块（RadFrac）进行计算13三、塔和塔板主要工艺尺寸计算20（一）塔径20（二）溢流装置26（三）塔板布置29（四）筛孔数目与开孔率30（五）塔的有效高度31（六）塔的实际高度的算31四、筛板的流体力学计算32（一）气体通过筛板压降相当的液柱高度32（二）雾沫夹带量的验算33（三）漏液计算33（四）液泛验算34五、塔板的负荷性能图35（一）精馏段351、雾沫夹带线（1）352、液泛线（2）363、液相负荷上限线（3）374、漏液线（气相负荷下限线）（4）375、液相负荷下限线（5）38（二）提馏段391、雾沫夹带线（1）392、液泛线（2）393、液相负荷上限线（3）414、漏液线（气相负荷下限线）（4）415、液相负荷下限线（5）41六、附属设备设计及接管尺寸43（一）冷凝器的选择43（二）再沸器的选择44（三）泵的选择44（四）接管尺寸46（五）法兰、封头、裙座等48（六）强度设计50七、设计小结58八、参考文献59九、心得体会60摘要:现要求设计一筛板式精馏塔，年产量10万吨的甲醇-水的分离系统，其中料液的甲醇质量分数40%，设计要求馏出液中甲醇的质量分数不少于98%，残液中甲醇质量分数小于0.05%。通过aspen模拟，确定最小回流比1.01332，进而确定操作回流比1.10914；进行相关计算，得到理论塔板数24和全塔板效率48.18%，进而得到实际塔板数50，进料板位置为第30块塔板,由设计要求计算确定塔相关工艺尺寸（塔高36.954米，塔径2.4米）；此外根据精馏塔工作环境，进行流体力学性能验算，绘制负荷性能图，对整项设计安排整理总结，画出此筛板式精馏塔。关键词:甲醇-水；筛板式精馏塔设计；aspen模拟；回流比；塔板数；负荷性能图 绪论蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是一种属于传质分离的单元操作。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。以本设计所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）的混合物时,由于甲醇的沸点较低（即挥发度较高）,所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，以进行气液相际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入气相，也即同时实现了液相的部分汽化和气相的部分冷凝。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。本设计着重讨论常压下甲醇-水双组分体系精馏。一、板式精馏塔设计流程说明板式塔的类型有很多，但其设计原则基本相同。一般来说，板式塔的设计步骤大致如下：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；确定塔径、塔高等工艺尺寸；进行塔板设计，包括溢流装置的设计、塔板的布置、升气道（泡罩、筛孔或浮阀等）的设计及排列；进行流体力学验算；绘制塔板的负荷性能图；根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。（一）设计方案的确定1、装置流程的确定蒸馏装置包括原料预热器、精馏塔、塔底再沸器、塔顶冷凝器、釜液冷却器、塔顶产品冷却器等设备。蒸馏过程按照操作方式的不同，可以分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大、产品质量稳定的优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合小规模、多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应该考虑余热的利用。譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可将原料预热，又可节约冷却介质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔内，原料也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝器装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确控制回流比。塔顶分凝器对上升的蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置用气态物料。则宜用分凝器。总之，确定流程时，要较全面、合理地兼顾设备费用、操作费用、操作控制及安全诸因素。2、操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能达到分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的必须采用加压蒸馏。本次课程设计的分离体系是甲醇-水体系，采用常压操作。3、进料状况的选择 蒸馏操作有5种进料状况，进料状况不同，会影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少塔釜的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采取气态进料。本次课程设计中采取泡点进料的进料方式。4、加热方式的选择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加热，例如蒸馏釜残夜中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如乙醇和水的混合液）宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力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的稀释作用，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，故需要在提馏段增加塔板已达到生产要求。本次课程设计的分离体系是甲醇-水体系，我们采用间接蒸汽加热的加热方式。5、回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择原则是使设备费用和操作费用之和最低。如下图。图1-1 最佳回流比图而在本次课程设计中，我们借助Aspen化工模拟软件，通过其软件包内的简捷设计模块（DSTWU）进行设计计算。设计中，给定相应的设计参数，通过模拟计算，最终计算出不同理论板数下的回流比，并绘制出回流比-理论板数关系曲线。在曲线斜率绝对值较小的区域选择最佳回流比。（二）塔板的类型与选择 1、泡罩塔泡罩塔是19世纪初随工业蒸馏建立而发展起来的，属于最早流行的结构。塔板上的主要部件是泡罩。它是一个钟形的罩，支在塔板上，其下沿有长条形或椭圆形小孔，与板面保持一定距离。罩内覆盖着一段很短的升气管，升气管的上口高于罩下沿的小孔或齿逢。塔板下方的气体经升气管进入罩内之后，折向下到达罩管之间的环形空隙，然后从罩下沿的小孔或齿逢分散成气泡而进入板上的液层。泡罩塔操作稳定，操作弹性好，能正常操作的最大负荷与最小负荷之比达45。但是，由于它的构造比较复杂，造价高，阻力（变现为气体通过每层板的压降）亦大，而气、液通量和板效率却比其他类型板式塔为低，已逐渐被其他型式的塔所替代。然后，由于它的使用历史长，对它研究得比较充分，设计数据也积累得较为丰富，故要求可靠性高的场合中仍在使用。2、筛板塔筛板与泡罩的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开有很多小直径的孔筛孔。操作时气体通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层形成强烈湍动的泡沫层。筛板塔结构简单，制造维修方便，造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，筛孔易堵塞，不适宜处理粘性大的、易结焦的和带固体粒子的物料。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板。 3、浮阀塔浮阀塔板是在泡罩塔板和筛板塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气体从浮阀周边水平地进入塔板上的液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮阀应用最为普遍。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使得塔板效率和操作弹性下降。在本次“精馏塔设计”中，综合考虑利弊，选择了筛板塔。二、板式精馏塔的设计计算（一）精馏塔全塔物料衡算F：进料量， ：原料中甲醇的含量（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量， ：塔顶轻组分组成W：塔底残夜流量， ：塔底轻组分组成原料中甲醇含量：塔顶产品中甲醇含量：塔底残夜中甲醇含量： 塔顶产品流量： 物料衡算式：联立方程求解： （二）回流比和塔板数的确定（Aspen简捷模块设计计算） 通过ASPEN化工模拟软件中的简捷模块（DSTWU）对精馏塔进行简捷计算，根据给定的加料条件和分离要求计算最小回流比、最小理论板数、理论板数和加料板位置。1、建立流程图:建立如图2-1所示的DSTWU模块流程图图2-1 模块流程图2、输入组分：输入组分甲醇（CH3OH）和水（H2O），如图2-2所示图2-2 组分输入页面图3、选择物性方法：选择物性方法NRTL-RK，如图2-3所示图2-3 物性方法选择4、输入进料条件：压力125kPa，流率0.4335kmol/s,摩尔组成：甲醇0.2727，水0.7273，如图2-4所示图2-4 进料条件输入5、输入模块参数： 本次课程设计中，甲醇为轻关键组分，水为重关键组分。根据产品纯度要求，计算塔顶轻关键组分的回收率（即塔顶甲醇回收率）以及塔顶重关键组分的回收率（即塔顶水回收率），计算公式如下： 塔顶甲醇回收率：塔顶水回收率： 回流比（Reflux ration）中输入“-1.5”，表示实际回流比是最小回流比的1.5倍。塔顶冷凝器压力项输入105kPa,塔底再沸器压力项输入125kPa.如图2-5所示。图2-5 模块参数输入6、运行模拟 在Summary页面可看到计算出的最小回流比为1.01332，最小理论板数为8（包括全凝器和再沸器），实际回流比为1.5198，实际理论板数为15，进料位置为第9块塔板，塔顶产品与进料摩尔流率为0.282352。如图2-6所示。图2-6 模拟运行结果（三）灵敏度分析 绘制回流比与塔板数的关系曲线，从曲线上找到期望的回流比以及塔板数。同时，研究加料板位置对产品的影响，确定合适的加料板位置。 1、生成回流比随理论板数变化表：输入初始值4，终止值40，变化量1，如图2-7所示。得到回流比随理论板数变化表，如图2-8所示。图2-7 初始值、终止值输入图2-8 回流比随理论板数变化表 2、绘制回流比与理论塔板数关系曲线 根据图2-8中的回流比随理论板数变化表，绘制出回流比与理论板数关系曲线，如图2-9所示。在曲线斜率绝对值较小的区域选择合理的理论板数。图2-9 回流比与理论塔板数关系曲线根据图2-9中的曲线，选取24块塔板作为合理的塔板数。3、运行模拟将上一步骤中所得到的最佳塔板数（24块塔板）作为设定条件，重新进行模拟计算。如图2-10所示。得到在Summary页面可看到计算出的最小回流比为1.01332，最小理论板数为8（包括全凝器和再沸器），实际回流比为1.10914，实际理论板数为24，进料位置为第14块塔板，塔顶产品与进料摩尔流率为0.282352。如图2-11所示。图2-10 参数输入图2-11 模拟计算结果（四）用详细计算模块（RadFrac）进行计算 用Aspen模拟软件中的RadFrac模块进行精确计算，通过设计规定（Design Specs）和变化（Vary）两组对象进行设定，检验计算数据是否收敛，计算出塔径等主要尺寸。1、输入严格法精馏参数输入严格法模块参数，塔板数24块、回流比为1.10914、塔顶采出比0.28235，如图2-12所示 。 图2-12 输入严格法精馏参数第14块板进料，默认D从第一块板液相采出，W从第24块板液相采出，如图2-13所示。图2-13 定义进料位置塔顶压力105kPa、全塔压降20kPa,压力配置如图2-14所示。图2-14 输入流股参数2、运行模拟，查看模拟结果。模拟结果如图2-15所示。图2-15 运行模拟结果3、进行设计规定 进入设计规定页面如图2-16所示。图2-16 设计规定页面定义第一个设计规定和第一个操纵变量。定义塔顶轻组分质量分数为0.98，定义过程如图2-17 所示。图2-17 定义设计规定和操纵变量在水、甲醇选择甲醇（因为0.98是甲醇的回收率），如图2-18所示。图2-18图2-18 输入组分信息选择塔釜物流W和塔顶物流D中选择塔顶物流D（因为塔顶回收率是塔顶物料相对于进料F而言），如图2-19所示。图2-19 定义流股定义第二个设计规定和第二个操纵变量。定义塔底轻组分质量分数为0.0002，定义过程如图2-20、图2-22所示。图2-20 定义设计规定和操纵变量在水、甲醇选择甲醇（因为0.0002是甲醇的回收率），如图2-21所示。图2-21 定义流股选择塔釜物流W和塔顶物流D中选择塔顶物流D（因为塔底回收率是塔底物料相对于进料F而言），如图2-22所示。图2-22 定义流股4、设置调节变量 进入第一个调节变量设置，回流比在1-3范围，如图2-23 所示。图2-23 设置第一个调节变量进入第二个调节变量设置，馏出与进料量比在0.2-3范围，如图 2-24所示。图2-24 设置第二个调节变量回到Vary第一项，查看回流比实际结果为1.05769，如图2-25所示。图2-25 回流比实际结果回到Vary第二项，查看馏出与进料量比实际结果为0.282515，如图2-26所示。图2-26 馏出与进料量比三、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径 在Aspen化工模拟软件中，通过塔板设计（Tray sizing）计算给定板间距下的塔径.在Specification表单中输入该塔段（Trayed section）的起始塔板（Starting stage）和结束塔板（Ending stage）、塔板类型（Tray type）、塔板流程数（Number of passes）以及板间距（Tray spacing）等几何结构参数。1、输入塔板的几何结构参数在Specification表单中输入该塔段（Trayed section）的起始塔板为2，结束塔板为23，塔板类型为sieve,塔板流程数为1，板间距为0.5米。如图3-1和图3-2所示。图3-1 输入塔板几何参数图3-2 输入塔板几何参数2、运行模拟 对上一步中的结构参数进行模拟运行后，得到塔径为2.32767米，溢流堰长度为1.88759米。结果如图3-3、图3-4、图3-5所示。图3-3 运行模拟结果（1）图3-4 运行模拟结果（2）图2-30图3-5 运行模拟结果（3）图2-28 3、输入圆整后的塔板几何结构参数图3-6 输入圆整后的塔板几何结构参数计算塔板的热负荷，对上一步中的计算结果（塔径）按设计规范要求进行必要的圆整，用RadFrac模块的Tray Rating, 对塔进行设计核算。将塔径2.32767米圆整到2.4米。输入页面如图所示。图3-7 输入塔板几何参数图3-8 输入塔板几何参数图3-9 输入塔板几何参数4、模拟运行 模拟运行后结果如图3-10、图3-11所示图3-10 模拟结果（1）图3-11 模拟结果（2）上图中两个参数十分重要，Maximum flooding factor要小于0.8，Maximum backup / Tray spacing要在0.25-0.5之间，图中限制两个值都是符合标准的，说明模拟中所设参数合理。各塔板结构参数如图3-12、图3-13所示。图3-12 各塔板参数（1）图3-13 各塔板参数（2）（二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。图3-14 溢流装置示意图1、精馏段（1）溢流堰长由图3-16中的模拟结果可知，溢流堰长为1.88米图3-15 溢流堰长图3-16溢流堰长模拟结果（2）出口堰高 查液流收缩系数计算图，（3）降液管的宽度 和截面积由模拟数据可知：液体在降液管中停留时间： 符合要求。（4）降液管底隙高度2、提馏段（1）溢流堰长由图3-17中的模拟结果可知，溢流堰长为1.77米图3-17 溢流堰长图3-18 溢流堰长模拟结果（2）出口堰高查液流收缩系数计算图，（3）降液管的宽度 和截面积 由模拟数据可得： 液体在降液管中停留时间： 符合要求。（4）降液管底隙高度（三）塔板布置取边缘区宽度 安定区宽度 依公式计算有效面积其中：（四）筛孔数目与开孔率取筛孔的孔径 ，正三角形排列，一般碳钢的板厚 ， 取 ，故孔中心距 塔板上的开孔率则每层塔板上的开孔面积 为：塔板上的筛孔数: 气体通过筛板的气速： （五）塔的有效高度Z塔板间距取：0.5精馏段 ： 提馏段 ：（六）塔的实际高度的计算塔的高度可由下式计算HP塔顶空间（不包括头盖部分） HT板间距 hT人孔处板间距 HW塔底空间塔顶空间： ，取2倍得塔底空间：已知实际塔板数为N=50块，板间距为0.50m，每隔7块板设一人孔，人孔直径480mm，深处塔体的筒体长220mm人孔中心距操作平台100mm，人孔处板间距800mm 四、筛板的流体力学计算（一） 气体通过筛板压降相当的液柱高度 根据公式 1、 干板压降相当的液柱高度 因为 查图可知干筛孔的流量系数 精馏段： 提馏段： 2、气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 精馏段：查的取液板上液层充气系数 提馏段：查的取液板上液层充气系数 3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度 精馏段： 提馏段：单板压强降： 故在设计负荷下精馏段和提馏段不会产生过量漏液。（二） 雾沫夹带量 的验算精馏段：故在设计负荷下精馏段不会发生过量雾沫夹带。提馏段：故在设计负荷下提馏段不会发生过量雾沫夹带。（三） 漏液计算 精馏段：故在设计负荷下精馏段不会产生漏液。 提馏段：故在设计负荷下提馏段不会产生漏液。（四） 液泛验算为了防止降液管液泛的发生，要使降液管中液体高度 其中： 取 ，则 因为 故 在设计负荷下精馏段不会发生液泛。 取 则 故 在设计负荷下提馏段不会发生液泛。根据以上的塔板的各项流体力学验算，精馏塔各项工艺尺寸是合适的。五、塔板的负荷性能图（一）精馏段：1、雾沫夹带线（1）根据公式 式中： 取值为： 取雾沫夹带极限 为0.1kg液/kg气，已知 带入公式得：整理得： 在操作范围内，取几个 值，算出相应的 列于下表中。0.0030.0080.010.029.81299.57569.49639.1593根据数据在 图中做出雾沫夹带（1）。2、液泛线（2）根据公式 近似取值 故 由式在操作范围内，取几个 值，算出相应的 列于下表中。0.0030.0080.010.0214.8914.612614.4312.94523、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间 为作为液体在降液管中停留时间的下限， 液相负荷下限线在 坐标图上为与气体流量无关的垂直线，即为液相负荷上限线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4） 在操作范围内，取几个 值，算出相应的 列于下表中。0.0030.0080.010.022.62662.42432.35281.69325、液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度 作为液相负荷的下限条件，则 依此值在图上作出线即为液相负荷下限线。将以上5条线绘制于同一张图中，即为精馏段负荷性能图，如图5-1所示。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点为气相负荷 ，OP线与气相负荷下限线（4）的交点为气相负荷 。图5-1 精馏段负荷性能图（二）提馏段：1、雾沫夹带线（1）根据公式 式中： 取值为： 取雾沫夹带极限 为0.1kg液/kg气，已知 带入公式得：整理得： 在操作范围内，取几个 值，算出相应的 列于下表中。0.0030.0080.010.0210.9410.678410.589910.2139根据数据在 图中做出雾沫夹带（1）。2、液泛线（2） 根据公式：近似取值 故 由式在操作范围内，取几个 值，算出相应的列于下表中。0.0030.0080.010.0215.225414.448114.132712.26653、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 作为液体在降液管中停留时间的下限，液相负荷下限线在 坐标图上为与气体流量无关的垂直线，即为液相负荷上限线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）在操作范围内，取几个 值，算出相应的 列于下表中。0.0030.0080.010.023.27953.45383.51013.73395、液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度 作为液相负荷的下限条件，则 依此值在图上作出线即为液相负荷下限线。将以上5条线绘制于同一张图中，即为提馏段负荷性能图，如图5-2所示。5条线包围区域为提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点为气相负荷 ，OP线与气相负荷下限线（4）的交点为气相负荷 。图5-2 提馏段负荷性能图图5-2六、附属设备设计及接管尺寸（一）冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为取传热系数K：料液温度：65.99（饱和气）65.99（饱和液）冷却水温度：2045逆流操作：查液体的气化潜热图，可知塔顶温度65.99下，甲醇的气化潜热：水的气化潜热：传热面积：水流量： 冷凝器中列管取 流速取 。管数： 管长： 取管心距为 选用6m长的的列管，单管程；折流板采用弓形折流板，板间距取200mm根据以上计算选型为：（二）再沸器的选择选用120饱和水蒸汽加热，传热系数取料液温度：105.73105.994，热流体温度：150150逆流操作： 查液体的气化潜热图，可知塔底温度105.99下，甲醇的汽化潜热：水的汽化潜热：换热面积：根据以上计算选型为：（三）泵的选择图6-1 模拟流程图 Aspen模拟过程及结果如图5-2、图5-3所示：图6-2 模拟结果（1）图6-3 模拟结果（2）根据模拟结果，选型为 （四）接管尺寸1.进料管泡点进料，泡点温度 查甲醇、水密度与温度关系图可知泡点温度下 进料体积流量： 取管内流速为2m/s，则进料管管径：，查热轧无缝钢管规格表，选择规格为 的热轧无缝钢管此时管内流体流速2. 釜液出口管釜液，由前计算可知出料温度