化工原理課程設(shè)計(jì)苯－甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)浮閥塔

1、目錄第1章 前言31.1 設(shè)計(jì)題目31.2 精餾及精餾流程31.3 精餾的分類41.4 精餾操作的特點(diǎn)41.5 塔板的類型與選擇51.6 相關(guān)符號(hào)說明5第2章 精餾塔的精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算72.1設(shè)計(jì)方案的確定72.2精餾塔的物料衡算7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)7原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量7物料衡算82.3塔板數(shù)的確定82.3.1理論板層數(shù)的確定8實(shí)際板層數(shù)求取102.4精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算11精餾段的操作壓力11精餾段的操作溫度11精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量11精餾段氣、液相的平均密度12精餾段液相平均表面張力122.5精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算13精餾

2、段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確定13精餾段精餾塔有效高度的求取152.6精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算15精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定15精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列162.7精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算18精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降18精餾段降液管中清夜層高度的確定192.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖20精餾段霧沫夾帶線20精餾段液泛線21精餾段液相負(fù)荷上限線22精餾段漏液線22精餾段液相負(fù)荷下限線22第3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表24第4章 設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和討論254.1回流比的選擇254.2塔高和塔徑254.3精餾塔的操作和調(diào)節(jié)25第5章塔附件設(shè)計(jì)265.1附件的計(jì)算26接管26筒體與封頭27參考文

3、獻(xiàn)29課程設(shè)計(jì)心得30第1章 前言1.1 設(shè)計(jì)題目苯甲苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（浮閥塔）1.2 精餾及精餾流程精餾是多級(jí)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作。化工成產(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；將溶液多級(jí)分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進(jìn)行精餾操作的設(shè)備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔頂

4、上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時(shí)擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還有配原料液，預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。1.3 精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組

5、分溶液。多組分精餾的特點(diǎn)：能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；流程短，設(shè)備投資費(fèi)用少；耗能量低，收率高，操作費(fèi)用低；操作管理方便。 1.4 精餾操作的特點(diǎn) 從上述對(duì)精餾過程的簡(jiǎn)單介紹可知，常見的精餾塔的兩端分別為汽化成分的冷凝和液體的沸騰的傳熱過程，精餾塔也就是一種換熱器。但和一般的傳熱過程相比，精餾操作又有如下特點(diǎn)： （1)沸點(diǎn)升高 精餾的溶液中含有沸點(diǎn)不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較同溫度下純?nèi)軇┑钠瘔旱?，使溶液的沸點(diǎn)高于醇溶液的沸點(diǎn)，這種現(xiàn)象稱為沸點(diǎn)的升高。在加熱汽化溫度一定的情況下，汽化溶液時(shí)的傳熱溫差必定小于加熱純?nèi)軇┑募儨夭?，而且溶液的濃度越高，這種影響也越顯著。

6、（2)物料的工藝特性 精餾溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中時(shí)可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精流流程和設(shè)備是精餾操作彼此需要知道和必須考慮的問題。 （3)節(jié)約能源 精餾汽化的溶劑量較大，需要消耗較大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個(gè)問題。1.5 塔板的類型與選擇 塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類 ，工業(yè)應(yīng)用以錯(cuò)流式 塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應(yīng)用的是浮閥塔板，因?yàn)樗窃谂菡炙搴秃Y孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。它

7、具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，故塔板效率較高。1.6 相關(guān)符號(hào)說明英文字母Aa 塔板開孔區(qū)面積,m2；Af 降液管截面積,m2；A0 篩孔總面積,m2；AT 塔截面積,m2；c0 流量系數(shù),無因次；C 計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/s；CS 氣相負(fù)荷因子,m/s；d 填料直徑,m；d0篩孔直徑,m；D 塔徑,m；ev 液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）；E 液流收縮系數(shù),無因次；ET 總板效率,無因次；F 氣相動(dòng)能因子,kg1/2/(sm1/2）；F0 篩孔氣相動(dòng)能因子，kg1/2

8、/(sm1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料層分段高度,m；h1 進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m；hc 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；hd 與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐鵫f 塔板上鼓泡層高度,m；h1 與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m；hL 板上清液層高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液層高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W進(jìn)口堰高度,m；h與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；H板式塔高度,m；Hd降液管內(nèi)清液層高度,m；HD塔頂空間高度,m；HF進(jìn)料板處塔板間距,m；HP人孔處塔板間距,m；HT塔板間距,m；K 穩(wěn)定系數(shù),無因次；LW堰長(zhǎng),m；

9、Lh 液體體積流量,m3/h；Ls 液體體積流量,m3/s；Lw 潤(rùn)濕速率,m3/(ms)；m 相平衡系數(shù),無因次；n 篩孔數(shù)目；NT理論板層數(shù)；P 操作壓力,Pa；P壓力降,Pa；PP氣體通過每層篩板的降壓,Pa；t篩孔的中心距,m；u空塔氣速,m/s；uF 泛點(diǎn)氣速,m/s；u0氣體通過篩孔的速度,m/s；u0, min漏液點(diǎn)氣速,m/s；u0液體通過降液管底隙的速度,m/s；Vh氣體體積流量,m3/h；Vs氣體體積流量,m3/s；wL液體質(zhì)量流量,kg/s；wV氣體質(zhì)量流量,kg/s；Wc邊緣無效區(qū)寬度,m；Wd弓形降液管寬度,m；Ws泡沫區(qū)寬度,m；x 液相摩爾分?jǐn)?shù)；X液相摩爾比；y氣

10、相摩爾分?jǐn)?shù)；Y氣相摩爾分比；Z板式塔的有效高度,m；填料層高度,m。下標(biāo)max最大的；min最小的；L 液相的；V 氣相的液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間,s； 粘度,mPas；開孔率或孔流系數(shù)，無因次；表面張力,N/m；密度,kg/m3；第2章 精餾塔的精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算2.1設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯和甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用氣液兩相混合進(jìn)料。將原料液通過預(yù)熱器加熱后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜

11、采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2精餾塔的物料衡算2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 2.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.2.3物料衡算產(chǎn)品產(chǎn)出量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 2.3塔板數(shù)的確定2.3.1理論板層數(shù)的確定 (1)求最小回流比及操作線回流比由于是飽和液體進(jìn)料，查表得苯甲苯的相對(duì)揮發(fā)度=2.47。故最小回流比為取操作回流比為（2）求精餾塔的氣液相負(fù)荷（3）操作線方程精餾段操作線方程提留段操作線方程相平衡方程（4）逐板計(jì)算法求理論塔層數(shù) 逐板計(jì)算法是利用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計(jì)算各板的汽相和液相組成

12、，從而求得所需要的理論板數(shù)。塔頂?shù)谝粔K塔板上升蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝為飽和液體。餾出液組成 與蒸氣組成 相同，即。離開第一塊理論板的液體組成 應(yīng)與 平衡，可由相平衡關(guān)系求得。第二塊板的上升蒸氣組成 可由精餾段操作方程從 求得。以此類推，基本過程如下：第7塊板為加料板因此總理論板數(shù)為13（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為6，第7塊板為進(jìn)料板。2.3.2實(shí)際板層數(shù)求?。?）求全塔效率求精餾塔中液相混合液的平均黏度當(dāng)p=101.33kPa時(shí)，苯和甲苯混合液（理想混合液）的數(shù)據(jù)求得：塔頂泡點(diǎn)溫度 塔底泡點(diǎn)溫度 由液體黏度共線圖查得：塔頂液體的黏度 塔底液體的黏度 由液相平均黏度計(jì)算公式分別求塔頂、塔底混合

13、液的平均黏度 則精餾塔中液相的平均黏度為： 求全塔效率所以，全塔效率。（2）求實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù) 提留段實(shí)際板層數(shù) 總實(shí)際板層數(shù) 2.4精餾塔的精餾段工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.4.1精餾段的操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓降 精餾段平均壓降2.4.2精餾段的操作溫度由苯和甲苯混合液（理想混合液）的數(shù)據(jù)查出各點(diǎn)溫度塔頂溫度 進(jìn)料板溫度 精餾段平均溫度 2.4.3精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量塔頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：由，得。進(jìn)料板氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：; 精餾段氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：2.4.4精餾段氣、液相的平均密度（1）氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)

14、算，即（2）液相平均密度 液相平均密度計(jì)算公式塔頂液相平均密度：由，查得進(jìn)料板液相平均密度：由，查得進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為精餾段液相平均密度為2.4.5精餾段液相平均表面張力液相平均表面張力計(jì)算公式：塔頂液相平均表面張力：由，查得 N/m N/m N/m進(jìn)料板液相平均表面張力：由,查得 N/m N/m N/m精餾段液相平均密度為： N/m2.5精餾段的塔體工藝尺寸計(jì)算2.5.1精餾段塔徑和實(shí)際空塔氣速的確定（1）最大空塔氣速和空塔氣速最大空塔氣速計(jì)算公式：精餾段的氣、液相體積流率為求C，其中由附圖1查取，圖中橫坐標(biāo)為取板間距m，板上液層高度m，則m附圖 1 查附圖1得=0.070m/s取安全系

15、數(shù)為0.6，則空塔氣速為 m/s（2）塔徑m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為m/s2.5.2精餾段精餾塔有效高度的求取精餾段有效高度為m提餾段有效高度為m在進(jìn)料板處及提餾段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔德有效高度為m2.6精餾段塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.6.1精餾段溢流裝置性能參數(shù)的確定因塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長(zhǎng)取m（2）溢流堰高度溢流堰高度計(jì)算公式選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即近似取E=1，則m取板上液層高度=0.06m，故m（3）弓形降液管寬度及將面積由，查得：，故m依式驗(yàn)算液體在降液管中停

16、留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度計(jì)算公式取m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。2.6.2精餾段塔板布置及浮閥的數(shù)目與排列取閥孔動(dòng)能因數(shù)，用式求孔速，即依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度。依式計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距，則可按下式估算排間距，即取。按，以等腰三角形叉排方式作圖，附圖2.得閥數(shù)個(gè)按重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。塔板開孔率=2.7精餾段塔板流體力學(xué)驗(yàn)算2.7.1精餾段氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)式計(jì)算塔板壓降。（1）干板阻力由式計(jì)算臨界孔速，即因，則可按式計(jì)算，即（2）板上充氣液

17、蹭阻力本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)。依式得（3）克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)液柱高度為：?jiǎn)伟鍓航?.7.2精餾段降液管中清夜層高度的確定為了防止淹塔想象的發(fā)生，要求控制降液管中清液曾高度。可用下式計(jì)算，即（1） 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?。?） 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式 計(jì)算（3） 板上流層高度，取 因此取則可見，符合防止淹塔要求。2.7.3精餾段霧沫夾帶校核計(jì)算泛點(diǎn)率： 板上液體流徑長(zhǎng)度板上液流面積苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)，查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，將以上數(shù)值代

18、入式1得按式2計(jì)算泛點(diǎn)率，得計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能過滿足液汽的要求。2.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖2.8.1精餾段霧沫夾帶線對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、K、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下整理得附表1.霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.0010.0021.8771.8532.8.2精餾段液泛線由確定液泛線由于、及等均為定值而與有如下關(guān)系式中閥孔數(shù)與孔徑亦定值附表2.液泛線數(shù)據(jù)0.0020.0030.0040.0052.4182.3662.3162.2662.8.3精餾段液相負(fù)荷上限線液體

19、的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留不低于5。依式知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間求出上限液體流量值，在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 (3)2.8.4精餾段漏液線對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則又知，即式中、均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 (4)2.8.5精餾段液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度計(jì)算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。取，得 (5)2.8.6精餾段塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)本題附表1、附表2及式（3）（5）可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的15共五條

20、線，見附圖3附圖3由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。按照固定的液氣比，由附圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限：氣相負(fù)荷下限：所以：第3章浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表將以上結(jié)果匯總列于附表3中。附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目精餾段數(shù)值及說明備注塔徑D/m1.4板間距HT/m0.4塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)0.814堰長(zhǎng)lw/m0.924堰高h(yuǎn)w/m0.0457板上液層高度hL/m0.06降液管底隙高度h0/m0.039浮閥數(shù)N/個(gè)174等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)5

21、.584閥孔動(dòng)能因數(shù)F09.67臨界閥孔氣速u0/(m/s)5.584孔心距t/m0.075指統(tǒng)一橫排的孔心距排間距t/m0.08指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降pp/Pa499.2液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間s17.28降液管內(nèi)清夜層高度Hd/m0.000984泛點(diǎn)|%51.7氣相負(fù)荷上限（qv,v）max1.84氣相負(fù)荷下限（qv,v）min0.6霧沫夾帶控制操作彈性3.07漏液控制第4章 設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和討論4.1回流比的選擇回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素。總費(fèi)用中最低所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)

22、衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我計(jì)算的回流比為1.23，我取的回流比R=1.5Rmin2。4.2塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多，概括起來有物性性質(zhì)塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度密度表面張力擴(kuò)散系數(shù)及相對(duì)揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。因此，我通過經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為1.40m，塔高為10.4m。4.3精餾塔的操作和調(diào)節(jié)對(duì)于我

23、們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是：（1)塔壓穩(wěn)定；（2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定；（3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定；（4)回流比恒定；（5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定；（6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。第5章塔附件設(shè)計(jì) 5.1附件的計(jì)算5.1.1接管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。 管內(nèi)流速則管徑取進(jìn)料管規(guī)格452.5 (2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格322.5 (3)釜液排出管塔底w=54.529kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取管內(nèi)流速則可取回流管規(guī)格382.5 (6)法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊