化工原理课程设计任务书-精馏塔的设计.doc

化工原理课程设计说明书设计题目：设计者：专业：学号：指导老师：200 年 月 日化工原理课程设计任务书设计题目：设计条件：处理量：进料浓度：处理要求： 塔顶浓度 （质量）塔底浓度 （质量）年工作小时： 7200小时专业：学号：姓名：指导老师：200 年 月 日目录一、 设计方案简介1、 精馏塔的操作压力 工业精馏过程，按操作压力分类，可分为加压、常压、和真空精馏。常压下为气态或常压下泡点为室温的混合物，常采用加压蒸馏；常压下，泡点为室温至150左右的混合液，一般采用常压蒸馏。对于分离甲苯-苯的混合液，进料泡点为90.5，而且，常压下两物质相对挥发度大，容易分离，所以选择常压精馏，塔顶压力设定为105.325kpa.由于精馏塔选择筛板塔，所以近似认为每层塔板压力降为0.7kpa.2、进料热状况的确定 精馏操作有五种进料方式，分别是冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料。本次设计采用泡点进料即饱和液体进料，这是因为这样操作比较容易，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。3、精馏塔加热与冷却介质的确定 精馏塔加热我们一般采用饱和水蒸气加热，不同的压力对应不同温度的饱和水蒸气。采用水蒸气的主要原因是第一、物料加热后的温度不是很高；第二、水蒸气比较容易获取，环保清洁。本设计主要用0.3pa的饱和水蒸气作为加热介质。 通常用的冷却介质主要是冷却水和空气，在选择冷却介质的时候，因地制宜，兰州市地处温带，夏天室外平均温度23，因此计算选用20冷却水，选择升温15，即冷却氺的出口温度为35.4、回流比的确定 塔顶回流是保证精馏塔连续稳态操作的必要条件之一，并且回流比是影响精馏分离设备投资费用和操作费用的重要因素，也影响混合液的分离效果。适宜的回流比是操作费用和设备费用之和为最低时候的回流比。通常适宜回流比的数值范围为：由于厂址选择是在兰州市，甲苯和苯也容易分离。因此选用。5、塔板的类型选择 塔板可分为有降液管式塔板及无降液管式塔板。本设计采用第一种，这种塔板，气液两相呈逆流方式接触，塔板效率高，且具有较大的操作弹性，使用比较广泛。在有降液管式塔板中，本设计选用筛孔塔板，这是因为筛板结构简单，造价低，板上页面落差小，气体压降低，生产能力大。二、 工艺流程图及其简单说明1、工艺流程图（见附图一）2、工艺流程简介由贮槽流出的原料液经高压泵进入预热器预热到一定温度之后进入精馏塔，塔顶全凝器将上升蒸汽冷凝成液体，其中一部分作为塔顶产品取出，另一部分重新引回塔顶作为回流液。最终苯产品进入苯贮槽。塔釜设有再沸器。采用间接蒸汽加热，加热的液体产生蒸汽再次回到塔底，沿塔上升，同样在每层塔板上进行汽液两相的热质交换。塔釜里面保持一定的液面，当液面高过一定值时，通过液位调节阀，把多余的液体输送到甲苯贮槽。加热蒸汽分为两路，分别进入预热器和再沸器作为加热介质。降温后的液体水或者是部分水蒸汽随管道排进下水道。同样，冷却水分为二路，分别进入全凝器、塔釜的冷却器，充分换热均匀之后，全部排入下水道。3、回流方式本设计采用重力回流，全凝器安装在比精馏塔略高的地方，液体依靠自身重力回流。但必须保证冷凝器内一定持液量。三、 工艺计算及主体设备设计对于苯甲苯的分离，本设计采用连续精熘流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精熘塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。回流比设定为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1、工艺条件：进料温度： 25C处理量： 4吨/小时进料浓度： 40%甲苯（质量）处理要求： 塔顶苯浓度 95.5%（质量） 塔底苯浓度 3.5%（质量）塔顶压强： 4kPa(表压)进料状态： 泡点进料回流比： 2Rmin 冷却水温： 20C加热蒸汽： 0.2 MPa设备形式： 筛板塔塔顶冷凝采用全凝器塔底再沸器为间壁加热年工作时：7200小时年工作日：300天（连续操作）2、汽液平衡数据苯甲苯气液平衡数据图数据来源：苯 甲苯 液相中苯的摩尔分数：x=(p总- )/（-）气相中苯的摩尔分数：y=*x/ p总温度t液相中苯的摩尔分数汽相中苯的摩尔分数111.77001090.0613729960.1331998011060.131957190.2650133971020.2348734740.4243916091000.2905430330.497465961980.3493128550.5663612970.379934460.599293392960.4114274710.631246176940.4771526870.69228375920.5467807930.74963491910.5831556680.776976011900.6206237820.803451414880.6990383830.853888994870.7400755330.877885609850.8260574950.923521296840.8711152880.945197315830.917632260.966136925820.9656665420.98635546781.11113、汽液平衡相图（t-x-y； x-y） 图一：苯甲苯混合液的t-x-y图图二：苯甲苯混合液的x-y图4、全塔物料衡算（1）料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率苯:MA=78.11 kg/kmol甲苯:MB=92.13 kg/kmol进料液中轻组分质量分数为60的摩尔分率XF= 塔顶轻组分质量分数为95.5的摩尔分率XD= 塔底轻组分质量分数为3.5的摩尔分率XW= 将以上计算结果列为下表1物料位置进料口塔顶塔釜摩尔分数0.6390.9610.041质量分数0.600.9550.035（2）物料衡算原料液处理量F= 总物料衡算 F=D+W 47.78=D+W轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw 47.780.639=0.961D+0.041W D=31.06kmol/h W=16.72kmol/h（3）泡点进料方程的确定及Rmin选择泡点进料， 泡点进料方程为q=1则泡点进料方程与x-y图的交点为（xq ，yq）Rmin(xDyq) / (yq xq)我们从附图x-y做图知：（xq ，yq）=（0.639，0.818）Rmin(xDyq) / (yq xq)=（0.961-0.818）/（0.818-0.639）=0.8（4）回流比的确定通常适宜回流比的数值范围为：，本设计取R=2 Rmin所以：R=1.6(5)精馏段操作线方程LRD1.631.0649.696kmol/h V(R1) D2.631.0680.756kmol/h=0.615+0.37所以精馏段操作线方程是：=0.615+0.375、图解求理论板数（1）作图步骤:在-图上画出平衡线和对角线；在x-y图中找出a(O.961,0.961）, w(0.041,0.041)二点；精馏段操作线截距= =0.37.在y轴上定出b点即得精馏段操作线方程,与q线方程相交于d点；连接d,w点即得到提馏段操作线方程；从a点开始画梯级(在平衡线与提馏段操作线之间画梯级,直到跨过点w)为止。由上图可知理论板共10.9块,不包括塔釜则是9.9块,其中精馏段4.2块,提馏段为5.7块，进料板位置是第4.2块。(图见附录) （2）全塔效率由t-x-y图可查得tD=83.1,tW=110.2全塔平均温度=(tD +tW)/2=96.7全塔平均温度=96.7下苯、甲苯黏度如下表3-2表2 苯-甲苯的黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度0.2610.312m=xF苯+（1-xF）甲苯=0.6390.261+(1-0.639)0.312=0.279 cP全塔效率:ET=0.17-0.616lgm=0.17-0.616lg0.279=51.2（3）精馏段实际板数 N精=NT/ET=4.2/0.512=9 提馏段实际板数N提=NT/ET=5.7/0.512=126、工艺条件及物性数据计算（1） 压强操作压强 PD=4+101.3=105.3kPa 进料板压强PF=PD+N精0.7=105.3+90.7=111.6kPa 塔釜压强降Pw=PF+N提0.7=116.9+120.7=122kPa 精馏段平均操作压强=108.45kPa 提馏段平均操作压强=116.8kPa（2）平均温度精馏段平均温度tm精=86.8提馏段平均温度tm提 =100.35（3）平均分子量由xF=0.639,查t-x-y图知:yF=0.819进料板气相平均摩尔分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.81978.11+(1-0.819)92.13 =80.65Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0. 63978.11+(1-0.639)92.13 =83.17Kg/Kmol由xW=0.041,查t-x-y图得yW=0.109塔底气相平均摩尔分子量 MVmW=ywMA+(1-yw)MB=0.10978.11+(1-0.109)92.13 =90.62Kg/Kmol塔底液相平均摩尔分子量 MLmW=xwMA+(1-xw)MB=0.04178.11+(1-0.041)92.13 =91.56Kg/Kmol由 xD=0.961查 t-x-y图 得yD=0.990塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD=yDMA+(1-yD)MB=0.99078.11+(1-0.990)92.13 =78.25Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量 MLmD= xD MA+(1- xD)MB =0.96178.11+(1-0.961)92.13 =78.59Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量79.45 Kg/Kmol提馏段气相平均摩尔分子量84.91 Kg/Kmol精馏段液相平均摩尔分子量80.88 Kg/Kmol提馏段液相平均摩尔分子量 Kg/Kmol（4）平均密度由塔顶温度tD=83.1时,查苯-甲苯密度于表3 表3 塔顶苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3813.3808.5由塔底温度tW=110.2时,查苯-甲苯密度于表4 表4 塔底苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3775.3768.8由进料温度tF=90.5时,查苯-甲苯密度于表3-5 表5 进料苯-甲苯密度组分苯(A)甲苯(B)密度Kg/m3798.2797.2塔底液相平均密度 进料液相平均密度 =797.8kg/m3塔顶液相平均密度 =813.0kg/m3提镏段液相平均密度精馏段液相平均密度提馏段气相平均密度精馏段气相平均密度（5）表面张力由塔顶温度t=83.1 时,查苯-甲苯表面张力于表6组分苯(A)甲苯(B)表面张力21.0921.28表6 塔顶苯-甲苯表面张力由塔底温度t=110.2 时,查苯-甲苯表面张力于表7表7 塔底苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力17.7818.32由进料温度 t=90.5 时,查苯-甲苯表面张力于表8表8 进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力18.9819.48进料板表面张力塔顶表面张力塔底表面张力提镏段表面张力平均值精镏段表面张力平均值（6）液体黏度由塔顶温度t=83.1时,查苯-甲苯黏度于表9表9 塔顶苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.3040.324由塔底温度t=110.2 时,查苯-甲苯黏度于表 10表10 塔底苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.2480.258由进料温度t=90.5 时,查苯-甲苯黏度于表 11表 11 进料苯-甲苯黏度组分苯(A)甲苯(B)黏度 0.2560.284进料处平均黏度塔顶处平均黏度塔底处平均黏度提馏段液体黏度平均值精镏段液体黏度平均值7、塔板气液负荷计算LRD1.631.0649.696kmol/h V(R1) D2.631.0680.756kmol/h精馏段 提馏段 8、塔的工艺条件和物料性质列表系统进料：25C处理量：4吨/时进料浓度：60%苯（质量）处理要求：塔顶浓度95.5%（质量）塔底浓度0.35%（质量）塔顶冷凝全凝器.塔底再沸器间壁加热.进塔物料状态：泡点进料回流比：2冷却水温：20C加热蒸汽：0.2 Mpa年工作： 7200小时年工作日： 300天连续操作物料性质提馏段精馏段平均温度100.3586.8平均液相分子量87.37kg/kmol80.88kg/kmol平均气相分子量84.97kg/kmol79.45kg/kmol平均液相密度783.6kg/m3805.4kg/m3平均气相密度3.19kg/m32.88 kg/m3液体粘度0.263cp0.287cp液体表面张力18.80mN/m20.20mN/m平均压力116.8kPa108.45kPa8、塔和塔板主要工艺尺寸计算(1)塔径空塔气速 精馏段由史密斯关联查得C,横坐标为取板间距HT=0.5m,取上板液层高度hL=0.08m则图中参数值为根据以上数据,由史密斯关联图查得因物系表面张力故 取安全系数为0.7,则空塔气速为 塔径提馏段由史密斯关联图查出C,横坐标为取板间距,取板上液层高度图中参数值根据以上数据,由史密斯关联图查得因物系表面张力,故则取安全系数为0.7,则空塔气速为塔径 因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=1.00m则塔截面积 空塔气速（2）塔的有效高度(3)溢流装置计算选用单溢流弓型管降液管，不设进口堰堰长lw=（0.60.8）D取堰长lw=0.8D=0.81=0.8m溢流堰高hw hl=hw+how故hw=hl-how 采用平直堰，堰上液层高度高可按 近似取E=1，则可由列线图查出how=0.035m hw=0.08-0.035=0.045m弓型降液管宽度Wd和面积Af ，由弓型降液管的宽度与面积图查得， 则Af=0.14AT=0.140.785=0.11m Wd=0.2D=0.21=0.2m按验算降液管内液体停留时间 停留时间5s，故降液管尺寸可用降液管底隙高度 可取降液管底隙处液体流速故降液管底隙高度设计合理。（4）塔板布置因为D1.5m，取Ws=0.07m,Wc=0.05m(5)筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用=4mm碳钢板，筛孔直径do=4mm。筛孔按正三角形排列取孔中心距t=3do=3*4=12mm筛孔数目n为其中则 = =个开孔率 9、塔板负荷性能图（以精馏段为例）（1） 漏液线 6.02m/s = 0.243m3/s 据此可以做出液体流量无关的水平漏液线（2）液沫夹带线 以=0.1kg液/kg气为限，计算的关系 ， ，=0.045m =2/3联立以上几式可以得到化简后的关系为下：Ls / m3/s0.00020.00040.00060.0008Vs / m3/s2.502.452.412.37表：关系通过以上关系式可以作出液沫夹带线。（3）液相负荷下限线对于平直堰，取上堰液层高度m作为最小液体负荷标准。由 =0.006m 0.0005m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。（4） 液相负荷上限线 以 5s作为液体在降液管中停留时间的下限，5m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。（5）液泛线通过下式计算液泛线 。其中 （其中 ）； ；将有关数据带入可以求得0.0485=0.50.5+(0.5-0.61-1)0.045=0.20=0.153/(0.80.0156)2=806=1.79 列表计算如下：Ls / m3/s0.00040.00060.00080.0010Vs / m3/s2.762.732.702.67表：关系由以上数据即可做出液泛线。综上所述，作出该塔的负荷性能图如下：0.243图：筛板塔负荷性能图线a漏液线 0.243m3/s 线b液相负荷上限线 m3/s 线c液泛线 线d液末夹带线 线e液相负荷下限线 0.0004m3/s10、筛板塔工艺设计计算结果序号项目（名称、符号、单位）精馏段提馏段备注1塔径 m1.01.02板间距 /m0.50.53溢流型式U型流U型流4降液管型式弓型弓型5堰长 /m0.86堰高 /m0.0540.0547板上液层高度 /m0.060.068堰上液层高度/m0.0060.0149降液管底隙高度 /m0.00830.008610筛孔直径 /m0.0040.00411筛孔数目n/个3209320912孔心距 /m0.0120.01213安定区宽度 /m0.070.0714边缘区宽度 /m0.050.0515鼓泡区面积 /m20.40.416开孔率 /%10.110.117空塔气速 /(m/s)0.6750.67518筛孔气速 /(m/s)12.4512.8419稳定系数 1.671.5120每层塔板压降 /Pa485465.9塔工业设计一览表四、 辅助设备的计算及选型1、换热器的计算与选型换热器包括塔顶全凝器、塔底再沸器、原料加热器，下面分别对各个换热器进行计算并且选取适合的设备型号。（1）塔顶全凝器 假设本设计塔顶采用泡点回流，用20 C的冷却水循环冷却，冷却水升温15C；操作方式为逆流操作。塔顶温度83.1C，冷却水温度变化为20 C35 C。查图（可知83.1C下乙醇和水的汽化热分别为：380.2kJ/kg=380.278.11=29697.4kJ/kmol353 kJ/kg=35392.13=32521.9 kJ/kmol逆流：塔顶 t 83.1C 83.1C C 水 t 35 C 20 C 63.1C55.30C对塔顶冷凝部分混合物（溜出液）进行热量衡算，可得到80.756 0.96129697.4+0.03932521.9=2407.1 kJ/s有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/(m2.h. C)本设计中取 K2996J/(m2. h. C)所以传热面积：52.3m2通过以上计算面积可使用规格型号：FLA600-60-25-2，Dg=600mm，公称压力 2.5MP，管程数 2，壳程数 1，管长3m，管径19m，管束图型号 A，公称换热面积60m2 ，计算还热面积 59 m2 ，设备质量 4000kg。（2）原料加热器 原料液用饱和蒸汽加热（0.2Mpa）132 C，逆流操作，原料液温度从25 C升高到90.5C。C，41.5C，69.2 C不同温度下苯和甲苯的比热容为，经查图（上册510页）可知C时 1.64 kJ/(kg .k) 1.64 kJ/(kg .k)C时 1.98 kJ/(kg .k) 1.98kJ/(kg .k)则平均比热容为：1.805kJ/(kg .k)1.805kJ/(kg .k)1.805 kJ/(kg .k)所以 131.4kJ/s传热系数取 K=80W/(m2.C) 则23.7m2采用浮头式换热器，用FB系列，选用公称直径500mm，公称压力1.6MP，公称面积65 m2 ，罐子尺寸252.5，管子总数120根（4管程），正方形倾斜45度排列。(3)塔底再沸器选用132C饱和水蒸气加热，逆流操作，传热系数取K2996J/(m2. h. C)，料液温度变化：110.2C111.0 C，蒸汽温度变化：132C132C，C，21C，21.4 C。查图（上册514页）可知110.2C下苯和甲苯的汽化热分别为：372kJ/kg=37278.11=29057kJ/kmol360 kJ/kg=36092.13=33167 kJ/kmol80.756/3.60.04129057+0.95933167=740.1kJ/s所以传热面积：42m2采用浮头式换热器，用FB系列，选用公称直径500mm，公称压力1.6MP，公称面积70 m2 ，罐子尺寸252.5，管子总数180根（2管程），正方形倾斜45度排列。2. 接管（1） 原料进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：，取=0.8m/s，该温度下苯和水甲苯的密度分别为 798.2kg/m3 797.2kg/m3，所以 797.8 kg/m3m3/s=47mm通过以上计算，采用热轧无缝钢管（YB23164），外径55mm，壁厚2.5mm。（2） 回流管采用直管回流管，取1.6m3/s，料液冷凝后温度为83.1，查得该温度下苯和甲苯的密度分别为 813.5kg/m3 808.5 kg/m3，所以 812.9 kg/m3体积流速：49.696/3.678.25/812.9=0.0013m3/s=34mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径45mm，壁厚3.0mm。（3） 塔顶蒸汽出料管 塔顶蒸汽组成y=0.961，平均分子M78.59kg/kmol塔顶蒸汽密度：则蒸汽流量：V6.878.59/2.60.205m3/s，直管出气，取出气气速u=20m/s,则113mm。采用热轧无缝钢管（YB23164），外径132mm，壁厚4.0mm。（4） 塔釡出料管 采用直管出料，取1.6m/s，塔釡出料温度为110.2，查得该温度下苯与甲苯的密度分别为 775.3kg/m3 768.8 kg/m3，所以平均密度：769.03kg/m3体积流速：16.72/3.691.56/769.03=5.53 10-4m3/s=21mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径30mm，壁厚4.5mm。（5） 再沸器蒸汽出气管采用直管出料，取22m/s，采用间接水蒸气加热=90.62kg/kmol蒸汽密度：kg/m3 80.756/3.690.62/2.1=0.968 m3/s237mm采用热轧无缝钢管（YB23164），外径260mm，壁厚10.0mm。3、储槽（1） 原料液储槽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.一般说来,应保证在储槽装液6080,如不进料仍能维持运作24小时.取装料6080是因为在工业中为了安全,储槽一般要流出一定的空间.该设计任务中,取储槽装料70,即装填系数为0.7。原料液温度为t=25,此时进料液中各物料的物性是：872kg/m34.59m3/s所需的储槽体积：157.4m3 取160 m3选用平底平盖的立式储槽，材料为碳钢，公称压力为常压，图号:R22-00-1,标准号为JB1422-74。（2） 中间槽 中间槽是储存回流量及出料的储罐。苯甲苯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。取储槽中的料液温度为t=83.1，此时进料液中各物料的物性是：苯： 质量浓度甲苯： 质量浓度 进料液体积流量为：实际储槽体积：选用公称容积为100m3的平底平盖立式储槽，材料为碳钢，公称压力为图号：R22-00-1,标准号为JB1422-74。4、泵的选型计算该工艺流程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.在流量小而压头高、液体又无悬浮物且粘度不高的情况下,选用旋涡泵较为适宜.4.1 进料泵进料液泵扬程计算：（为提馏段高度，h为塔支座高度）取块塔板高0.5m，=120.56m；考虑到再沸器，裙座高度取3m；则H=2(6+3)18m。原料进料密度为797.8kg/m3，安全系数取1.3，则流量可计算为：6.52m3/h 在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS50-40-200.其性能参数为：转速n1450r/min，流量Q=7.5m3/h，扬程H13.2m，效率43，轴功率0.63KW,质量为62/46kg。4.2 回流泵回流泵扬程计算：（为精馏段高度，h为塔支座高度），取块塔板高0.5m，=90.54.5m；塔支座高度取3m；则H=2(4.5+3)15m。由前面计算可知，回流液密度为813.0kg/m3，0.0021m3/s安全系数取1.3，则流量可计算为：9.8m3/h。在此条件下采用IS型单级单吸离心泵，型号：IS65-50-125。其性能参数为：转速n2900r/min，流量Q=12.5m3/h，扬程H32m，效率69，轴功率1.97KW，质量为41-54kg。5、温度计 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。6、压力计选用压力测量仪表时，要考虑其量程、精度及介质性质和使用条件因素，该设计任务压力不高、变动不大，工业用精度要求为1.5至2.5级，介质无腐蚀性不易堵塞。压力表安装的地方，应力求避免振动和高温的影响，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。根据该设计任务，查阅文献，现选用TG1200，测量范围为01200mmH2O.精度等级1.5，最大工作压力 6kgf/cm2。7、液位计（1）原料槽液位计该设计任务中,原料槽采用卧式椭球形封头容器,筒体公称直径3m,故所选液位计测量范围大致在03m,希望实现自动控制, 查阅文献,可选用ULF-2型电远传翻板式液位计,该液位计能就地指示和远传液位,可与ULFX-2型液位数字显示报警仪配套使用.ULF-2-HC防爆远传翻板液位计和ULF-2-HC防爆液位数字显示报警仪配套使用,可用于爆炸危险场合的液位测量.ULFX-2,ULF-2-HC适合在环境温度1040和相对湿度不大于80%下使用,电源电压为220V,50Hz.7.2 中间槽液位计浮筒式液位计,UTQ型气动浮筒式液位测量仪是对工业生产过程中容器内液位或界面实现就地指示和调节基地式液位仪表.调节带变送的UTQ型气动浮筒式液位测量仪可作为现场的液位变送单元与QDZ型气动单位组合仪表配套使用,实现控制室的集中控制.根据该设计任务,UTQ151型气动浮筒液位条件变送器,结构形式：内浮筒,顶置法兰.8、流量计 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4.387m3/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1.245m3/h,查化工工艺设计手册，选用LZB型玻璃转子, 型号LZB-50, 测量比1:10，液体测量范围0.44m3/h.9、辅助设备一览表序号流程图上位置设备名称型 号图 号材料计量单位数量备注1TQ-101板式塔-钢板卷制个1筛孔塔板2E-103塔顶全凝器FLA500-40-25-2碳钢管个13E-104塔底再沸器FB600-95-25-2碳钢管个14E-101预热器FB500-65-25-4碳钢管个15G1塔顶蒸汽出料管YB231-64热轧无缝钢管个16G2回流管YB231-64热轧无缝钢管个17G3进料管YB231-64热轧无缝钢管个18G4塔釜出料管YB231-64热轧无缝钢管个19G5塔釜进气管YB231-64热轧无缝钢管个110V-101原料液储槽R22-00-1碳钢个1公称容积：160m311V-102中间槽R22-00-1碳钢个1公称容积：100m312P-101进料液泵IS50-32-160个1Q=7.5m3/hH13.2m13P-102回流泵IS65-50