1、1目录一、 前言 (2)二、 工艺流程说明(3)三、 精馏塔的设计计算1.由 质 量 分 率 求 甲 醇 水 溶 液 的 摩 尔 分率 （4）2.全塔物料衡算（4）3.采用图解法，求解 RMin，R (4）4.填料塔压力降的计算(5）5.D、Z、 计P算（6）6.计算结果列表 （13）四、 辅助设备的选型计算7.储槽的选型计算 （14）8.换热器的选型计算 （15）9.主要接管尺寸的选型计算 2（18）10.泵的选型计算 （20）11.流量计选取 （20）12.温度计选取 （21）13.压力计选取 （21）五、 设备一览表 （22）六、 选用符号说明 （23）七、 参考文献 （24）前 言甲
2、醇 俗 称 木 醇 ， 木 精 ， 是 一 种 大 宗 有 机 化 学 品 ， 它 不 仅 容 易 运 输 和 储藏 ， 而 且 可 以 作 为 很 多 有 机 化 学 品 的 中 间 原 料 。 由 它 可 以 加 工 成 的 有 机化 学 品 有 100 余 种 ， 广 泛 用 于 有 机 合 成 、 染 料 、 医 药 、 涂 料 和 国 防 等 工业 。 随 着 近 年 来 技 术 的 发 展 和 能 源 结 构 的 改 变 ， 甲 醇 开 辟 了 新 的 用 途 。3甲 醇 是 较 好 的 人 工 合 成 蛋 白 质 的 原 料 ， 目 前 ， 世 界 上 已 经 有 30 万 吨的
3、 甲 醇 制 蛋 白 质 的 工 业 装 置 在 运 行 。 甲 醇 是 容 易 运 输 的 清 洁 燃 料 ， 可 以单 独 或 与 汽 油 混 合 作 为 汽 车 燃 料 ， 从 而 开 辟 了 由 煤 转 换 为 汽 车 燃 料 的 途径 。 用 孟 山 都 法 可 以 将 甲 醇 直 接 合 成 醋 酸 。 随 着 近 年 来 碳 一 化 学 工 业 的发 展 ， 甲 醇 制 乙 醇 、 乙 烯 、 乙 二 醇 、 甲 苯 、 醋 酸 乙 烯 、 醋 酐 、 甲 酸 甲 酯和 氧 分 解 性 能 好 的 甲 醇 树 脂 等 产 品 ， 正 在 研 究 开 发 和 工 业 化 中 。 此
4、 外 ，甲 醇 在 工 业 应 用 和 实 验 室 中 是 十 分 重 要 的 溶 剂 。 许 多 反 应 在 甲 醇 作 为 溶剂 时 产 率 非 常 好 。 虽 然 有 一 定 的 毒 性 ， 但 相 对 于 其 它 有 机 溶 剂 来 说 ， 还是 比 较 安 全 的 。本 次 设 计 的 精 馏 塔 是 用 来 分 离 回 收 甲 醇 的 ， 所 以 塔 釜 排 出 的 水 中含 有 的 甲 醇 含 量 不 大 于 0.002 （ wt ） ， 以 提 高 甲 醇 的 回 率 ， 减 少 对环 境 的 污 染 ； 塔 顶 得 到 的 甲 醇 的 浓 度 为 98.5 （ wt ） ，
5、可 以 代 替 纯的 甲 醇 直 接 使 用 ， 这 说 明 塔 的 效 率 是 很 好 的 。 采 用 填 料 式 精 馏 塔 ， 因为 随 着 填 料 塔 技 术 的 不 断 完 善 ， 在 性 能 上 比 板 式 塔 要 好 很 多 ， 而 且 填 料塔 的 结 构 比 较 简 单 ， 制 造 、 维 修 难 度 和 造 价 比 板 式 塔 低 很 多 ， 所 以 选 用填 料 塔 ， 可 以 减 少 设 计 、 制 造 、 操 作 费 用 。4工 艺 流 程 说 明本 次 设 计 的 精 馏 塔 是 用 来 分 离 回 收 甲 醇 的 ， 要 求 回 收 甲 醇 的 浓 度 达 到98
6、.5 ， 所 采 用 的 流 程 如 图 所 示 ， 含 19%的 原 料 液 通 过 原 料 泵 加 压 ，再 经 过 过 滤 器 、 原 料 预 热 器 ， 再 进 精 馏 塔 进 行 精 馏 分 离 ， 塔 顶 气 相 通过 冷 凝 器 冷 凝 ， 不 凝 气 体 放 空 。 冷 凝 液 一 部 分 由 回 流 泵 压 回 塔 内 作为 回 流 液 ， 其 余 部 分 则 作 为 产 品 输 送 到 罐 场 包 装 。5主机（精馏塔）的设计计算1.由 质 量 分 率 求 甲 醇 水 溶 液 的 摩 尔 分 率 ：165.02.8/19.04.32/19.0/1/ BFAFMaax973/
7、5/85./BDAD0128/02.14.32/0./1/ BWAWaax求 得 各 个 物 料 的 摩 尔 分 率 如 下 ：62.全塔物料衡算F= 平 均 分 子 量总 生 产 时 间年 处 理 量 145.2983.0165.0432607215 skg smol/则有： 165.0429W.7D97.WxDFx解得 W=25.956 D=3.494smol/sol/3.采用图解法，求解 RMin，R 甲醇水溶液的平衡数据及部分数据。温度t/液相中甲醇摩尔分数xA 汽相中甲醇摩尔分数yA温度t/液相中甲醇摩尔分数xA 汽相中甲醇摩尔分数yA100 0.0 0.0 75.3 0.40 0.
8、72996.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.77993.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.82591.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.87089.3 0.08 0.365 67.6 0.80 0.91587.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.95884.4 0.15 0.517 65.0 0.95 0.97981.7 0.20 0.579 64.5 1.0 1.078.0 0.30 0.665由平衡数据在坐标纸上描点，画出甲醇水溶液的 x-y 图 （附图在后） 。由 图 读 知 N=12-1=11 ， 从 塔 顶 算 起 第
9、7 块 塔 板 为 进 料 板 ， 塔 的理 论 塔 板 数 为 11。物 料 塔 顶 进 料 塔 釜摩 尔 分 率 0.9736 0.1165 0.0011277原料泡点进料，故 xq=xF=0.1165,从图可知 yq=0.440，故有：649.15.04.9736qMinyRD对于指定的物系，R Min 只取决于分离要求，即设计型计算中达到一定分离程度所需回流比的最小值，实际操作回流比应大于最小回流比。但增大回流比，起初显著降底所需塔板层数，设备费用明显下降。再增加回流比，虽然塔板层数仍可继续减少，但下降的非常慢。与此同时，随着回流比的加大，塔内上升蒸气量也随之增加，致使塔径、塔板面积、
10、再沸器、冷凝器等设备尺寸相应增大。因此，回流比增至某一数值时，设备费用和操作费用同时上升，回流比的采用原则是使设备费用和操作费用的总费用最小。通常，适宜回流比的数值范围为 R=（1.12.0）R Min。本设计中取 R2R Min 。R=2 RMin =21.649 =3.2984. 填料塔压力降的计算各 组 分 的 饱 和 蒸 汽 压 由 安 托 尼 方 程 CTBALnps求 得 各 组 分 的 饱 和 蒸 汽 压 的 计 算 值 ：塔顶的压力：109.5 kPa 塔釜的压力：（ =103）wtPaA3874250PaB1206.x 975.x BAWx0安 托 尼 方 程 常 数 饱 和
11、 蒸 汽 压项 目 A B C 67 103甲 醇 11.9673 3626.55 -34.29 111025 387425水 11.6834 3816.44 -46.13 27171.8 1120608= Pa1237098.012607.387425所以精馏塔的压力降为： DWP= 535. D、Z、 计算P5.1 精馏段5.1.1 平均温度 mt料液泡点进料，取 ,假设 ，则精馏段平均温度85Ft67Dt8567()2mt精5.1.2 平均分子量 mM塔顶： ，由图可知 0.9509736.01yxD 1x0.9736 32.04+（1-0.9736） 18.0231.67kg/kmol
12、mV0.950 32.04+(1-0.950) 18.02=31.34 kg/kmolLD进料板： ， 由图可知165.0Fx40.Fy0.440 32.04（1-0.440） 18.0224.12kg/kmolVmM0.1165 32.04+(1-0.1165) 18.02=19.65kg/kmolLF精馏段平均分子量： 25.495kg/kmol精 馏 ） 6.134.2(LFmDLm=27.9895kg/kmol精 馏 ） M(VFVM5.1.3 精馏段平均操作压力 mP塔顶压力 109500Pa，取每层塔板压力降 238.36Pa，则D P16进料板压强 238.36 7+109500
13、111169PaF9 110334PamP21690952FD5.1.4 液相密度 L塔顶 由图一得 950.Ax971.02.895.014.32950.M1B ）（） （ AAa查得 下甲醇 水673/7mkg3/7mkg由 得：ABLmLa4.951.L 760.050kg/m3进料板 由图知加料板液相组成 16.Fx 190.2.8165.04.325.0M1BF ）（） （ AFAxa查得 下甲醇 水85374/AKgm398./BKgm由 得： 915.988kg/m36.9810.1LFmLF故精馏段液相平均密度 3/604.273(Lm精 馏 ） 5.1.5 精馏段汽相平均密度
14、 V 33mmV /064.127108.4.985RTMP mkg）（ 精 馏 ）（ 精 馏 ） 5.1.6 液体粘度 查化学工程手册第一篇 ： LAogTB塔顶： 时 67A B甲醇555.30260.64水 658.25283.16105.305.0.49867216LAog0.317LAcp8235B 49B0.ln5.17.lnln)(lnl ） （ LBALALDxxcp3217.0进料板： 时85.5.30.8164LAog0.263LAucp26787.1.B B.ln15.230.ln50ln)(lnl ） （进 LBALALxxcp39.0进则精馏段平均液相粘度 cp98.
15、27.1.( 精 馏 ） Lm5.1.7 汽相负荷计算smolDRLV /86.7.)298.3()1( kgMWVm 30146精 馏 ） 5.1.8 液相负荷计算solRL/97.82.3skgLm /27.0165.( 3精 馏 ） 5.1.9 填料选择目前市场上规整填料价格较昂贵，且甲醇水不属于难分离系统，腐蚀性较小，故采用价格低、性能优良的散装金属拉西环 DN25 填料，查表得填料因子 257。5.1.10 塔径计算(采用埃克特通用关联图计算)横坐标 0268.64.83951.027)( .5. ）（LVW查化工传质与分离过程 图 433 可得11纵坐标 1.1721.0)(.2L
16、VFgu 604.8397L水故 258.01.).5(8.957)( .2.02 FLVFu得 2.305m/sFu取安全系数 0.7， smuF /614.7035.270VS /9216.8M3m（ 精 馏 ）（ 精 馏 ） uDS347.0.21439圆整塔径 取 D=0.400m此时 符合 0.50.85 范围,所以塔径圆整适合70.35.2614/53.19. 22FSusmV5.2 提 馏 段 5.2.1 平均温度 mt料液泡点进料，取 , 则提馏段平均温度85F103Wt942)(提 馏 mt5.2.2 平均分子量 M塔底 由图可 ， 0.0023017.WxWy0.0023
17、32.04+（1-0.0023） 18.0218.05kg/kmolmV0.001127 32.04+(1-0.001127) 18.02=18.04kg/kmolL进料板 0.440 32.04（1-0.440） 18.0224.33kg/kmolVFmM0.1165 32.04+(1-0.1165) 18.02=19.61kg/kmolL12提馏段平均分子量： kg/kmol82.126.90.182M(LFmW提 馏 ） LmM=21.19kg/kmol提 馏 ） (VFV 3.4.5.2.3 操作压力 mP塔釜压力 112703Pa，则进料板压强 112370PaWFP 111769.
18、5Pam21693702F5.2.4 提馏段平均液相密度 Lm塔釜 由图一得 0.001127WAx 0218027.14.32017.M1B ）（） （ AAa查得 103下，甲醇密度 水/AKgm3956/BKgm由 得：ABLmLa2.710.Lm 956.080kg/m3进料板 915.988kg/m3LFm故提馏段平均液相密度 3/kg04.9628.150.96( mL 提 馏 ） 5.2.5 提馏段汽相平均密度 Vm 33V /76.024910865RTMP kgm ）（ 提 馏 ）（ 提 馏 ） 5.2.6 提馏段平均液相粘度 13查化学工程手册第一篇 ： LAogTB塔底
19、1035.305.0.643127LAog.cp68.2.5703.1536LB 0.263LBcp263.0ln)17(7.ln012ln)(lnl LBALAxx底0.2663cp 底L进料板： 时85 3260.ln)15.0(263.ln15.0ln)1(lnl LBALALxx进=0.3182cp进则提馏段平均液相粘度 cp9.28( 提 馏 ） Lm5.2.7 液相负荷计算 sqFL/ol81.26.3120.5 skgMWm /542.0( 3提 馏 ） 5.2.8 汽相负荷计算 solV/03.8 skgM /170.20.13.8( 3提 馏 ） 5.3 塔径计算(采用埃克特
20、通用关联图计算)横坐标 092.7.936018.542)( 50 ）（LVW查化工传质与分离过程 图 433 可得纵坐标 A B甲醇555.30260.64水 658.25283.16141.022149.0)(2.2LVFgu 027.9365L水继续采用散装金属拉西环 DN25 填料 189.0.)027.936(81.9257)( 2.2.02 FLVFugu得 uF 3.698m/s取安全系数 0.7， smuF /58.6.370VS /24.0.128M 3m（ 提 馏 ）（ 提 馏 ） uDS35.0.2143 圆整塔径 取 D=0.400m此时 符合 0.50.85 范围,塔
21、径圆整合适50.698.371/783.14. 22FSusmV5.4.塔高的计算 等板高度法，取 HETP0.5m5.4.1 精馏段 11()TZHEPN6T取安全系数为 1.4m0.365.2415.4.2 提馏段 2()TZHEPN5T取安全系数为 1.450 m3412Z=Z1+Z23.5+4.27.7m 5.5 压降 的计算P5.5.1 精馏段15085.3162.0)4.895(1.972568.)( .2.02 LVFgu0.4.83.1)( 5.5.0）（LVW查埃克特通用关联图得： mPaZ/81.963P7.25.196(精 馏 ） 5.5.2 提馏段 054.293.0)
22、7.936(81.903.)( .22.02 LVFgu2.07.361.54)( 50 ）（LVW查埃克特通用关联图得： mPaZ/81.94P5.8940(提 馏 ） 检验： 与 PaP9.3274.15.2)()( 提 馏精 馏 0.0506439.70 所以假设成立，D0.400m6.计算结果列表6.1.物料衡算进料口 F 塔顶 D 塔釜 W进料量（mol/s）29.45 3.494 25.956浓度（摩尔分率） 0.1165 0.9736 0.001127压力（Pa） 111169 109500 112370温度（） 85 67 1036.2.填料塔参数16塔径 DN 填料层高度 H
23、 填料层压降 P误差分析 E0.40m 7.7m 3927.9Pa 1.56%辅机（辅助设备）的选型计算7.1 原料储槽的选型计算原料液的存储量是要保证生产能正常进行，主要根据原料生产情况及供应周期而定的。根据经验，取储槽中的原料液温度为 t=25，此时进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度3791mKgA185.0Aa水： 质量浓度8B B 进料液体积流量 1389.272072015 hmaVBAS 在工业中为了安全起见，储槽一般要留出一定空间。取储槽安全系数为0.7（安全系数，又称装填系数，是指有效容积占储槽总容积的百分率） ，按大工厂计算，取 24 小时进料量计算，故所需的储槽实际体
24、积为：304.75.0189247.2mVS原 料 储 槽原料储槽工作于常温、常压下，甲醇是一级防爆产品。综合以上因素，最终选用立式平底锥盖容器系列（JB1422-74） ，选公称容积 ，图号为：R22-3Vg00-15。7.2 中间槽中间槽是储存回流量及出料的储罐。甲醇精馏过程为连续生产，中间槽的设计依据是中间槽装液 6080能保持至少 12 个小时的流量，该设计任务中，槽装液 70，即取安全系数为 0.7，保持流量 2 小时。17取储槽中的料液温度为 t=40，此时进料液中各物料的物性是：甲醇： 质量浓度371mKgA985.0Aa水： 质量浓度2.9B 1B 进料液体积流量为： 1372
25、4.098.31)2.905718.(2.6549.311 hmRDMVS3804.27.04.2mS塔 顶 储 槽选用卧式无折边球形封头容器系列，标准号 JB1427-74，选公称容积，图号为：R22-0.7-21。325mVg7.3 塔底冷凝液储槽仍取储槽中的料液温度为 t=40， 进料液体积流量为： 1369.0)2.98710.(286.903.1 hmWMVS34.57.24.0mS塔 底 储 槽选用立式平底平盖容器系列，标准号 JB1421-74，选公称容积 ，36Vg图号为：R21A-00-15。8.换热器的选型计算在本设计任务中，甲醇浓度都比较高，在换热时不能直接与冷流体混合，
26、所以应采用间壁式换热器。在冷、热流体的初、终温度相同的条件下，逆流的平均温差较并流的大。因此，在换热器的传热量 Q 及总传热系数 K 值相同的条件下，采用逆流操作效果较好。若换热介质流量一定时，可以节省传热面积，减少设备费；若传热面积一定时，可减少换热介质的流量，降低操作费。因而，工业上多采用逆流操作。同时，若换热器两端冷、热流体的温差大，可使换热器的传热面积小，节18省设备投资。但要使冷、热流体温差大，冷却剂用量就要大，增加了操作费用，故温差的取值应考虑其经济合理性，即要选择适宜的换热器两端冷、热流体温差，使投资和操作费用之和最小。8.1 原料液换热器根据化工设计书可知 K 的取值范围一般在
27、 400 ，由于换)/(602CmW热器在使用过程中会形成污垢，导致 K 的减小， 故取 K=400 进料温度 85Ft查化学工程手册第 1 篇可得： 甲醇 /Kg 甲醇 /Kg250.69pCcal850.582pCKcal水 /Kg 水 /Kg8K1 12.5.20.57/69lnlnPA KcalgC8.42/calmo 120.81/llPB cl 17.9/KclCKmolcaCxxCPBAPAp /04.18.)65.0(42.865.)( 75.50 KmolJ/进料温度为 25 摄氏度。逆流换热，采用饱和蒸汽加热：10257tC21085tC1237.lnlmt Ct6058s
28、molF/61.据热量衡算可得： 217.28.374065. mtKSP查化工工艺设计手册选取: 浮头式换热器，型号为： FB3255402，公19称直径 325mm，公称压力 40 ，2 管程，排管数 32 根，管子为/cmkgf，换热面积为 5m,计算传热面积 7.4m。标准图号为：JF001。5.28.2 塔顶冷凝器假设冷流体从 25升至 40，热流体从气体冷凝为液体甲醇的沸点在 60 摄氏度度左右，67时，查得甲醇、水的汽化潜热： 1074/107432.6412.7/ArKJgKJmol8585B KmolJxrxrDBDA /3475)960.1(4.3950.)( 逆流换热，采
29、用水冷却(6725)(40)3.95lnmt取 240/()KW smolV/.8据热量衡算可得： 23.095.4073trSm查化工工艺设计手册上册（第一版） 选取 U 型管式换热器 型号为 YA 325-25-64/64-4 图号为 JY0068.3 塔底再沸器103时 查得甲醇、水的汽化潜热： 98/9832.041697.5/ArKJgKJmol25053B KmolJxrxrwwA /6.4052317.0.42.)1 ） （ 逆流换热， 采用 130的水蒸气加热 301037Wtt20取 240/()KWm smolV/03.8214.274,5.trS查化工工艺设计手册上册（第
30、一版） ，选用立式虹吸式重沸器，型号为：GCH6001630，公称直径 600mm，公称压力 16 ，管子数 32 根，标2/ckgf准图号为：JB1146 71。计算值大于所需的实际传热面积，故符合要求。9.主要接管尺寸的选型计算管径设计是根据流体的特性、工艺要求及基建费用和运转、维修费用的经济比较确定。管径大，则壁厚，基建费用增加；管径小，流动阻力大，运转费用增加。初步选定流体流速后，通过计算确定管径，最后圆整到符合公称直径的要求。9.1 进料管已知料液流率为 12000 吨/年 料液密度为 915.988Kg/m3,则料液体积流率， 0.0006498.1560723FVsm/取管内流速
31、 ，0.5/ums则进料管直径 udF 40.5.0143查化工流体流动与传热上册 取进料管尺寸为 ，热轧无缝钢.5管 标准型号为 YB-231-649.2 塔顶气体出口管近似取精馏段体积为塔顶蒸汽体积流率 TV, =31.55kg/kmolsmolV/03.8VDmM1.2222)15.2736(314.80095TRPVD 3/mkgsVmr / 3取管内蒸汽流速 ，15/Tus21则塔顶蒸汽出口管直径 mdT 5.13.014.352查化工流体流动与传热上册 取釜液出口管尺寸为 ，热轧无0.42缝钢管 标准型号为 YB-231-649.3 回流进口管回流液密度 kg/m3， 30.92k
32、g/kmol219.76LmmLMD回流液体积流率 smVLR /10.219.7602.53430.7584 h/3取管内流速 ，0.5/Fums则回流进口管直径 mdR 2.30.5.1432查化工流体流动与传热上册 取回流管尺寸为 ，热轧无缝钢管 .5标准型号为 YB-231-649.4 釜液出口管釜液流率 W=25.956 釜液密度 956.081kg/m3 smol/Lm18.02kg/kmolLMW体积流率 LwmV s/1089.406.9521. 343取管内流速 ，0.5/Wus则釜液出口管直径 md3.50.5.1438查化工流体流动与传热上册 取釜液出口管尺寸为 ，热轧无
33、.28缝钢管，标准型号为 YB-231-649.5 再沸器进口管18.05kg/kmolsmolV/03.8mVMW2233/6485.0)1.270(314.85mkgTRMPVWmV sVH /.6. 33取管内蒸汽流速 ，15/Hus则再沸器进口管直径 md6.13.0154.3298查化工流体流动与传热上册 取再沸器进口管尺寸为 ，热轧5.42无缝钢管 ，标准型号为 YB-231-6410. 泵的选型计算10.1 进料液泵该工艺流程具有两个主要的泵装置，一个为进料泵，负责把液体打进填料塔；另一个为回流泵，负责把回流液打回塔内重新进行精馏。由于所设计的泵用于输送化工液体，与一般泵不同，它
34、要求泵操作方便，运行可靠，性能良好和维修方便。泵的选型首先要根据被输送物料的基本性质，包括相态、温度、粘度、密度、挥发性和毒性等，还要考虑生产的工艺过程、动力、环境和安全要求等条件。因为料液腐蚀性较小，粘度小，温度不高，流量小，扬程高，故可采用旋涡泵。进料泵最小扬程=提馏段填料层高度+塔底预留空间及裙座高扬程 塔 支 座 高 度 ）精 馏 塔 提 馏 段 填 料 高 度(2H扬程 m105.3） （时， 质量浓度 25C379KgLA185.0Aa质量浓度8B B得：1ABLmLa98.715.0Lm951.915 3/Kg流量 取安全系数 1.3，hQ/75.19.720133 hmQ/27
35、5.3.1 3查化工工艺手册 选 W 型旋涡泵 32W30 流量为 ，扬程 ,转速 2900r/min,轴功率 0.735KW，电机功m/8.3为 8率 1.5KW.2310.2 回流泵同种条件下选取旋涡泵扬程 mH 4.185.72(2 ） （座 高 度 ） 精 馏 塔 填 料 高 度 塔 支 料液经冷凝后温度为 ，67C查得 下甲醇 水3/5mkgA3/4.9kg由 1BLmALa.78501.1L得 3/6.75kg流量 取安全系数 1.3，hmWQLmV/95.0.23 hmQ/24.13. 3查化工工艺手册 选 W 型旋涡泵 25W25 流量为 ，扬程 ,转速 2900r/min,轴
36、功率 0.378KW，电机功率31.4/h为 20.75KW.11.流量计选取化工过程中需经常对物料进行流量和总量的测量。流量是指单位时间内通过的物料量。所选依据主要为介质的性质及流量测量范围。将料液由贮槽送往预热器处需一个测量流量的流量计。转子流量计结构简单、读数方便、能量损失小，测量范围宽。料液在低压及较低温度下输送，因此选用转子流量计。料液流量 1.75m3/h,查化工工艺设计手册 ，选用 LZB 型玻璃转子, 型号 LZB-4, 测量比 1:10，液体测量范围 110m3/h.回流液送往精馏塔处亦需流量计，采用转子流量计。回流液流量 0.7584 m3/h,查化工工艺设计手册 ，选用
37、LZB 型玻璃转子, 型号 LZB-50, 测量比1:10，液体测量范围 0.44m 3/h.12.温度计选取温度计可采用双金属温度计，该温度计适用测量中、低温，可直接测量气体、液体的温度，具有易读数、坚固耐用等特点。查化工工艺设计手册 ，采用防护型号，选取 WSS-401-F,公称直径为 1200mm，测量范围为 0300。或根据该设计任务，温度范围在 150内。根据文献，可选用镍铬铜镍(WRKK)型热电偶,分度号为 E,套管材料 1Cr18Ni9Ti,外径 d=2mm,测量范围240300,允差值 3.最高使用温度 700,公称压力 P500kgf/cm 2。也可选用 WRK240 型隔爆
38、镍铬铜镍热电偶,分度号 E,结构特征:固定螺纹安装，测温范围 0600,公称压力 P100kgf/cm2。13.压力计选取压力计选取，需考虑量程、精度、介质性质及使用条件等因素。安装时，应力求避免振动和高温的影响。量程为稳定压力（1/33/4 ）的量程上限。精度工业用在 1.5 级及 2.5 级。介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方，取压管的内墙面与设备或管道的内壁应平整。无凸出物或毛刺以保证正确取得静压力。被测介质温度超过 60时，取压口至阀门见或阀门至压力表间应有冷凝管。现选用 TG1200，测量范围为 01200mmH 2O.精度等级 1.5，最大工作压力 6Kgf/cm2。设备一览表
39、序号 设备名称 数量 型号 图号，备注1 填料塔 12 原料槽 1 JB1422-74 R2200153 原料液换热器 1 FB325-5-40-2 JF0014 塔顶冷凝器 1 JY006 YB-235-25-64/64-45 塔釜再沸器 1 JB1146-71 JB1146716 进料管 YB231-64 0.457 塔顶气体出口管 YB231-64 128 回流进口管 YB231-64 3.9 釜液出口管 YB231-64 810 再沸器进口管 YB231-64 5.411 进料泵 1 32W-30 流量 2.88 m3/h，扬程 18m12 回流泵 1 25W-25 流量 1.44 m
40、3/h ,扬程 25m13 流量计 1 LZB-50 液体测量范围 1-10 m3/h14 流量计 1 LZB-4 液体测量范围 0.4-4 m3/h.15 温度计 WSS-401F 测量范围为 0-30016 压力计 3 TG-1200 测量范围为 0-1200mmH2O25选用符号说明英文 希腊文A 安托尼方程系数 密度 kg/m 3B 安托尼方程系数 粘度 PasC 安托尼方程系数热容 kJ/(kg.) 填料因子 m -1 液体密度校正系数D 直径 m 塔顶产品摩尔流量 kmol/h 上下标说明F 进料摩尔流量 kmol/h A 甲醇g 重力加速度 m/s 2 B 水HETP 填料层等板
41、高度 m D 塔顶产品K 传热系数 w/(m 2) F 进料M 物料质量流量 kg/h摩尔质量 kg/kmolf 泛点N 理论板数 i 纯组分P 压力 Pa L 液体Q 传热量 kJ/h Min 最小量r 汽化潜热 kJ/kg m 平均值S 换热器面积 m 2 s 饱和蒸汽T 绝对温度 K V 气体或蒸汽t 摄氏温度 平均u 流体流速 m/s 提馏段V 容器体积 m 塔内蒸汽量 mol/s体积流量 m 3/sW 塔釜产品摩尔流量 kmol/hx 物料摩尔分率Z 填料层高度 m 26参考文献1 甲醇工学房鼎立，宋维端，肖任坚合编，朱炳辰审定，化学工业出版社 2 化工传质与分离过程 贾绍义，柴诚敬
42、 主编，化学工业出版社 3 化工流体流动与传热 柴诚敬，张国亮 主编，化学工业出版社4 化工热力学陈钟秀，顾飞燕，胡望明 编著 化学工业出版社 5 化工设计黄璐，王保国 化学工业出版社，255 页6 化工工艺设计手册（上册） 国家医药管理局上海医药设计院编 化学工业出版社 7.中国化工机械设备大全 蔡源众 主编，成都科技大学出版社结 束 语这 次 课 程 设 计 历 时 3 周 完 成 ， 在 这 3 周 内 通 过 查 资 料 、 计 算 等 等 ，我 感 觉 自 己 对 于 化 工 原 理 知 识 的 掌 握 又 更 进 了 一 步 。 在 此 对 热 心 帮 助指 导 过 我 的 老 师 和 同 学 表 示 诚 挚 的 谢 意 。
