甲醇精餾的方案設計書

1、目錄設計任務書（委托書） 2前言 3工藝流程圖 4主機（精餾塔）的設計和計算 51、平衡關系圖 52、Rmin,R的選取及N的確定 73、物料衡算 84、塔型的選擇及依據(jù) 115、塔徑D,塔高Z及壓降P的計算 126、計算結果列表 15輔機（輔助設備）的選型計算 161、儲槽（原料液儲槽）的選型計算 162、換熱器的選型計算 173、泵的選型計算 194、流量計，溫度計，壓力計的選擇 215、接管的選擇 21設備一覽表 23選用符號說明 24參考文獻 25后記 25、八 、，前言甲醇俗稱木醇，是最簡單的飽和脂肪族醇類的代表。分子式為CH30H,分子量 32.04。為有特殊氣味的易揮發(fā)、易燃燒的

2、液體。有毒，人飲后能致盲。比重 0.791 (20C),沸點64.50C，能與水和多數(shù)有機溶劑混溶是多種有機產品的基 本原料和重要的溶劑， 廣泛的運用于有機合成、 燃料、醫(yī)藥、涂料和國防等工業(yè)。 隨著技術的發(fā)展和能源結構的改變， 甲醇有開辟了許多新的用途， 如用于人工合 成蛋白 ,可以單獨或與汽油混合作為汽車燃料等。正在研究開發(fā)和工業(yè)化中，甲 醇化工已成為化學工業(yè)中的一個重要的領域。甲醇的精餾本設計中就是要將粗甲醇精制成一定純度的精甲醇以及使排出 的廢水中甲醇的含量達到預定的要求。本次委托設計的精餾塔的設計要求如下： 年處理量為 85000噸，粗甲醇的質量濃度為 39.6，要求出塔是甲醇的質量

3、濃度 為 98.8，塔釜排放的廢水中甲醇的質量濃度為 0.05。由于塔頂出塔時甲醇的 濃度較高，產品的質量較好，可直接送罐場；而塔釜排出液甲醇的濃度很低，可 節(jié)省成本(現(xiàn)今甲醇市場價為 11001300元每噸)，提高經濟效率，而且符合環(huán) 保要求 ,無須再進行處理，可直接排放地溝。由于出塔的濃度要求較高，塔釜排 放的釜液甲醇的含量要低， 故所要求的塔分離效率要高， 塔板效率也要高， 采用 填料塔則造價比相同處理量的板式塔更低， 操作彈性大， 生產能力大， 壓力降小 等優(yōu)點；且在本項設計中， 物料的物性對精餾塔的操作沒有影響， 料液處理量也 不是特別大，總的來說很適合采所以本設計采用填料塔代替?zhèn)鹘y(tǒng)

4、的板式塔?？偟膩碚f本設計符合設計要求，而且合理正確。工藝流程圖濾器8-冷凍液冷凝b -直接水蒸氣加熱 e-排空7-塔頂水冷器a 進料d 出料9-緩沖槽c 釜液出料流程說明：流程如圖所示由原料儲槽儲存原料或上一工段送來回收的甲醇液。料液通過進料泵加壓泵出，再經過濾器、進料預熱器，打進精餾塔 加料板進料。大部分的塔頂氣相由水冷的冷凝器冷凝，含有不凝性氣 體的小部分產品甲醇通過冷凍劑的冷凝器冷凍成液體，不凝性氣體放 空。所有的冷凝液先是存在緩沖槽內，一部分由回流泵打回塔頂作為 回流液，另一部分則作為產品輸送到罐場。由于是甲醇-水混合體系， 可直接用蒸汽加熱，所以沒有設計再沸器。塔釜釜殘液甲醇濃度為0

5、.05% (wt%),可直接排放入地溝，無須再進行處理。主機（精餾塔）的設計計算1、平衡關系圖圖二為作圖求得的全回流下的最小理論板數(shù)，圖二為圖一的部分放大圖。作圖求得的最小理論板數(shù)為 Nmin=7.9。XfXdXW圖二Xw2、Rmin、R的選取及N的確定由進料濃度：39.6%塔頂濃度：98.8%塔底濃度：0.05%可得Xf=0.2694xd=0.9789Xw=0.0002813由于泡點進料，可由圖得 Xq=XF=0.2694 yq=0.6418故有:RminxD yqyq - x0.9789- 0.6418二 0.9052對于指定的物系，RMin只取決于分離要求，這是設計型計算中達到一定分離程

6、度所需回流比的最小值，實際操作回流比應大于最小回流比。 適宜回流比的數(shù) 值范圍為R=( 1.12.0) RMin，因為增大回流比，起初顯著降底所需塔板層數(shù)， 設備費用明顯下降。再增加回流比，雖然塔板層數(shù)仍可繼續(xù)減少，但下降的非常 慢。與此同時，隨著回流比的加大，塔內上升蒸氣量也隨之增加，致使塔徑、塔 板面積、再沸器、冷凝器等設備尺寸相應增大。因此，回流比增至某一數(shù)值時， 設備費用和操作費用同時上升，回流比的采用原則是使設備費用和操作費用的總 費用最小。為此，我們采用簡捷法對 N(R+1)進行優(yōu)化處理。根據(jù)吉利蘭圖計算 式Y = 0.545827-0.591422X0.002743/XR - R

7、m i nN - N Min式中 XY =R + 1n + 2故對R取不同的數(shù)值，有不同的 N(R+1)值，列表如下:R=1.1R1.2R1.3R1.4R1.5RN21.5418.8917.5716.6315.89N(R+1)42.9939.4138.2437.7037.46R=1.6R1.7R1.8R1.9R2.0RN15.2814.7514.3013.9113.56N(R+1)37.4037.4737.6237.8438.11計算示例：R=1.1Rmin=1.1 X 0.9052=0.9957R - RMin0.9957 - 0.9052X0.04534R+ 10.9957+1X 0.04

8、534+0.002743仔 0.04534=0.57952Y " NMin2 0.57957.91 -Y1 - 0.5795二 21.54N(R+1)=21.54 X (0.9957+1)=42.99由表中數(shù)據(jù)可得當R=1.6Rmin時，N(R+1)的值最小此時 R=1.448N=15.28圖三、圖四為作圖法求解理論塔板數(shù)其中，圖三為全視圖，圖四為圖三的部分放大圖 作圖得，所求的理論塔板數(shù)N = 14.3由圖三得：加料口為第八塊理論板3. 物料衡算年處理量：85000噸年生產時間：7200hxf=0.2694xd=0.9789Xw=0.0002813進料量F =年處理量總生產時間1平

9、均分子量78.5 107200132 0.2694 18 (1 - 0.2694)=542.246 Kmol/h匸 +V0 = D + WFXf = DXd WXwV。=(R + 1)D代入已知量F、Xf、Xd、Xw及R可解得:圖三XfXdXW圖四:XW4、塔型的選擇及依據(jù)選擇塔型時，必須根據(jù)分離物料的性質和負荷，要求精餾過程的壓力降、 溫度以及腐蝕程度等條件而決定的，目前主要有板式塔和填料塔兩種。根據(jù) 計算，該塔要求分離效率高，應采用填料塔。填料塔比板式塔具有以下優(yōu)點： 1、生產能力大，單位截面積上 ,填料塔的生產能力高于板式塔； 2、分離效率 高，工業(yè)填料塔每米理論級大都在 2 級以上，最

10、多可達 10級以上，而常用板 式塔，每米最多不超過 2 級；3、壓降小，通常，填料塔的壓降為板式塔的 1/5； 4、持液量小，填料塔，持液量一般小于 6%而板式塔高達8%12%; 5、操 作彈性大，填料塔的操作彈性決定于塔內件的設計，可根據(jù)實際需要確定填 料塔的操作彈性，而板式塔的操作彈性受塔板液泛、液沫夾帶的限制，一般 較小。該填料塔設計采用散裝填料，顆粒體以散裝方式堆積塔內，散裝填料 則選擇鮑爾環(huán)填料，填料材質為金屬。金屬填料通量大，氣體阻力小，具有 較高抗沖擊能力、由計算所得的結果來看，要達到設計要求的分離效果，需要較多的理論 板數(shù)。如采用板式塔，其分離效率低，每米理論板數(shù)少，塔高較高，

11、壓降大， 能耗高，金屬耗量大，設備造價高，經濟效益低。所以在本次設計中考慮采 用填料塔。這是因為填料塔具有以下優(yōu)點：生產能力大，分離效率高，壓降 小，能耗低，操作彈性大，持液量小。而且在本次設計的甲醇水體系的物 性對精餾塔的操作沒有影響，應用填料塔是很適宜的。5、塔徑D、塔高Z及壓降 P的計算填料塔壓降 P的計算安托尼方程為：LnPs二a BT C甲醇的安托尼方程系數(shù):A=18.5875B=3626.55C= - 34.29水的安托尼方程系數(shù)：A=18.3036B=3816.44C= - 46.13塔頂壓力（t°=66C）P°A=107.628KpaP0bF26.215Kp

12、aXa=0.9789Xb=1- Xa故 Pd= P°a X Xa+ P°bX Xb= 107.628X 0.9789+26.215X (1-0.9789)=105.910Kpa塔釜的壓力(tw=104C)P°A=402.106KpaP°b=116.865 Xa=0.0002813Xb=1- Xa故 P = P°A X Xa+ P°B X XB=402.106X 0.0002813+116.865X (1-0.0002813)=116.945Kpa所以得精餾塔壓力降 P=Pw PD = 116.945-105.910=11.035Kpa

13、、塔徑的計算塔頂各物料的物性：甲醇:3匚=753Kg /m= 0.36mPa S二 a= 19.5mN m水：'b =979.96Kg/m3"B=0.43mPa S 二 B = 65mN m故丄、mi0.9880.0123 311.324 10 m Kg753979.96得 =755.287Kg m10.988/32 0.012/18= 31.7041Kg Kmol和 M DTo Pd31.7041 273.15 105.910:V-1.191522.4 T-R 22.4339.15 101.324v ； = 979.96 755.287 = 1.29747Log 為 XjL

14、og h - -3.4791 =10.3318mPa S、/、0.51.448" 1.191512.448八755.287 丿因為WWV二R/(R+1)，所以根據(jù)?？颂赝ㄓ藐P聯(lián)圖有： 二 0.02349填料采用-N50金屬鮑爾環(huán)，此時 I =66mg=9.81 N Kg-1查表得uH-g1 "V卩0.2 =0 21 故解得 uf = 4.36m/s；?L因設計的填料塔采用的是散裝填料，故取泛點率為0.8故 u=0.8uf=0.8x 4.36=3.488m/s在常壓下的操作，使得可以用理想狀態(tài)方程求得V.V=nRT/P-=(R+1)-x RT/F-=(1.448+1) X 1

15、49.012 X 8.314 X 339.15/105.910/3600=2.698m 3/s故得塔徑D=4 VS =4 2.6980.9927m = 1m丫八u.3.14 3.488塔釜各物料的物性：甲醇：匚二710Kg m丄a =0.23mPa S- a =15.1mN m_1水：訂= 955.44Kg m*氣二 0.28mPa S二 B =59.2mN m，' 旦二 0.00050.9995 = 1.0468 10* Kg'1710955.44故得 I 二 955.274Kg mMw10.0005/32 0.9995/18= 18.0039Kg KmolMwT0PW18.

16、0039273.15116.945江0 W0.671922.4TdP022.4377.15101.324普=P。/Pl = 955.44 955.384 = 1Log J L =為 Xj Log= -3.55286 “ L = 0.28mPa S由于 WL /Wv =L /V =(L+F )/V=(RD+F)/(R+ 1)D所以根據(jù)?？颂赝ㄓ藐P聯(lián)圖有Sv、申丿0.5、尹、0.5二 0.05511.448X49.012 + 542.246 丫 0.6719、2.448X49.012八955.274 丿填料采用DN38金屬鮑爾環(huán)，此時g f =92mg=9.81 N Kg-1查表得:u2f吋gV叮

17、2二 0.19故解得 uf=6.0956m/sVS=n RT/P=(R+1)DXRT/Pw=(1.448+1) X 149.012 X 8.314 X 373.15/116.945/3600=2.688 取內徑 D=1m 可解得 Uf=4X VS/二 D2=3.424m/s 故泛點率：%廠 3.4246.0956= a562、填料層的計算精餾段的等板高度(HETP)1=0.9m故精餾段的填料層 Z精二N精(HETP)1=7.8 0.9=7.02m提餾段的等板高度(HETP)2=0.66m故提餾段的填料層Z提=N提(HETP)2=6.5 0.66=4.29m填料層 Z=Z提+Z精=7.02+4.

18、29=11.31m (4)、壓降的校核0.5對精餾段:當 u= 3.488m/sWLWz2UfG f宇g卩.448” 1.1915 )i2.448 人 755.2870.5= 0.023490.2-0.1344得厶 P 精/Z 精=130x 9.81Pa/m0.50.0551W 訂u2f甲(p對提餾段：W當 u=3.424m/s叮2=0.060得厶 P 提/Z 提=45 x 9.81Pa/m所以得 P = P精/Z精x Z精+ P提/Z提x Z提= 130X 9.81X 7.02+45X 9.81 x 4.29=10.851KPa誤差分析 e = 1.71%所得誤差小于5%,符合要求6. 計算

19、結果列表進料摩爾進料摩爾塔頂摩爾塔底摩爾塔頂餾出塔底餾出流量濃度XF濃度X D濃度Xw量量W(kmol/hF(kmol/h)(%)(%)(%)D(kmol/h)542.24626.9497.890.2813149.012758.015最小回流最小理論 塔板數(shù)回流比理論塔板精餾段液 體流量精餾段氣 體流量比 RminNminR數(shù)NL(kmol/h)V(kmol/h)0.90527.91.44814.3215.769364.781提餾段液提餾段氣精餾段氣提餾段氣精餾段等提餾段等體流量 L體流量V '體流速體流速板高度板高度(kmol/h)(kmol/h)u(m/s)u(m/s)Z(m)Z(

20、m)758.015364.7813.4883.4247.024.29全塔咼度填料塔塔塔頂壓力塔釜壓力 P壓降校核誤差1Z(m)徑 D(m)(KPa )Kpa )(Pa)(%)11.311105.91116.94511.0351.71E輔機（輔助設備）的選型計算1、儲槽（原料液儲槽）的選型計算a、原料液儲槽：主要受產品生產和原料的供應周期的影響綜合各方面的因素，儲槽中的溫度取 20 C該溫度下進料液中各物料的物性如下:甲醇：3p 1=791Kg/m質量濃度 a=0.396水：p 2=998Kg/m質量濃度 a2=0.6043故 1/ p = ai/ p 1+ a 2/ p 2=0.396/791

21、+0.604/988 p =899.306Kg/ m385000 107200 899.3063二 13.127m /h取儲槽安全系數(shù)為0.7,按大廠計算，取8小時進料量計算,8匯 V 813127°故所需的儲槽實際體積為： V實際二.二150.02m30.70.7由于該原料儲槽容積較大，故需采用2個儲槽并聯(lián)使用，才能符合要求。且原料儲槽工作于常溫、常壓下，甲醇是一級防爆產品。由于在常壓下操作，不需強抗壓能力，故米用立式平底錐蓋容器，故選定JB1422-74（兩個并聯(lián)）。3.,該容器的工稱容積 Vg=80m,圖號為：R22-00-15,筒體公稱直徑Dg=4000mm 筒體高度6200

22、mm材質A3F,壁厚8mm設備重量6640Kg,工作容積是75.4 m3<b、中間儲槽（緩沖槽）：緩沖槽是儲存回流量及出料的儲罐。緩沖槽的設置一般要考慮生產，程中在前面某一工序臨時停車時仍能維持后面工段的正 常生產，所以要比原料罐的存儲量要少的多。由于甲醇精餾過程為連續(xù)生 產，故緩槽應設計能儲存至少 2個小時的用量，且取安全系數(shù)為0.7。故可得VSR 1 DMdd2.448 149.012 31.7041755.287二 15.312m3 h-1可得儲槽所需的實際體積VS二2V?2一= 43.75m30.70.7該緩沖槽的工作溫度取66C ,工作壓力取常壓，故選用立式平底錐蓋容器 系列(

23、JB1422-74)。選取公稱容積Vg=50m3，筒體公稱直徑Dg=3600mm高度4800mm材質A3F，圖號為：R22-00-13，壁厚8mrp設備重量4870Kg,工作容積是46.8 m3，大于計算出的工作容積43.65 m3，符合要求。2、換熱器的選型和計算由于甲醇不宜與其它流體混合，故本設計采用間壁式換熱器。而采用逆流 操作的原因在于在換熱器的傳熱量 Q及總傳熱系數(shù)K值相同的條件下，逆 流所得的效率比并流要來得高，而且設備利用率較高，操作費用比并流來 得低。對換熱器的傳熱面積，若換熱器兩端冷、熱流體的溫差大，可使換 熱器的傳熱面積小，節(jié)省設備投資。但要使冷、熱流體溫差大，冷卻劑用 量

24、就要大，增加了操作費用。故要選取合適的溫差，使各種費用最低。a、原料液換熱器的選型：0 0-PA XAPB XB“ LnpA= 18.5875 -3626.55T - 34.29= 18.3036-3816.44T - 46.13Lnp°B其中卩=塔釜壓力PW提餾段壓降P=116945-1893.82= 115051Pa=862.95mmHg xA =0.2694故平均熱容在溫度 t= (88.4+20) /2=54.2 時，為 CF = 21.31Kcal/(kmol C)由于KA tm = WCft故A = WCft/K tm 采用過熱水蒸氣加料(120C)其中 tm =( 88

25、.4-20) / (Ln (120-20) / (120-88.4) =59.2C由化工設計可知K的取值范圍在400600W/mC),而換熱器在使用過程 中會形成污垢，導致K的減小， 故K取中間值，即K=500W/(nVc)3故 A= WCf t/K tm= 542246 2131(88.4一20)104184 =31.029500漢 59.2仆 3600選用固定管板式換熱器，型號 G400IV-25-40,標準圖號為：JB1145-71-3-42,公稱值40m2，管數(shù)為86,管程數(shù)為4,公稱壓力為25Kgf /cm2，公稱直徑為400mmb主冷凝器的選型：塔底溫度為66C，物料物性：甲醇汽化

26、潛熱r甲醇=1070KJ/Kg水的汽化潛熱 r水 = 2080KJ / Kg故總汽化潛熱rD=aDx r甲醇+ (1- aD) x r水=0.988X 1070+0.012X 2080=1082.12KJ/Kg主冷凝器冷凝了 95%的蒸汽，5%為副冷凝器冷凝，故：Q 主二 Md(R+1)Dd 匯.95 = 31.704仆 江 3302 51KJ/s36003600如設冷流體由30C升至40C，熱流體由氣體冷凝為液體，則 tm=(40-30)/Ln(66-30)/(66-40)=32.73 C總傳熱系數(shù)K的推薦值為2901160W/(m2 C),取K值為850W /(m2 C)由 KStm 可得

27、 s = d= 330251"°1118 7m2atm850漢 32.73選用浮頭式冷凝器，型號為：FLa700-160-10-4，施工圖號為：JFL017，管程數(shù)為448,設備凈重為4908K®計算換熱面積為158.2 m2，大于實際的計算換熱面積118.7 m2。該換熱器的管程平均通道截面積為198 cm2，長度L=6000mm 公稱壓力 Pg=10Kgf /cm2。c、副冷凝器的選型：副冷凝器冷凝了從主冷凝器出來的含一定量甲醇的蒸汽，甲醇冷凝下來，不凝氣體排空。Q 副二0.05/0.95X Q 主=0.05/0.95X 3302.51 = 173.816 K

28、J/s副冷凝器冷流體為-5 C的冷凍鹽水，經換熱后，溫度提升至 5C故厶 t 冋5-(-5)/Ln(66+5)/(66-5)=65.87C對總傳熱系數(shù)K,推薦值為240490W/(m2 C),現(xiàn)取K=360W/(m2 C)得換熱器的換熱面積A= Q=173.816 1000 =7.33m2K 漢 Atm 360 沃 65.87選取浮頭式冷凝器，型號為：FLb400-15-25-4。圖號為：JFL002。管程數(shù)為68,計算換熱面積為15.6 m2。該換熱器的管程平均通道截面積為53cm2，長度 L=3000mm 公稱壓力 Pg=25Kgf /cm23、泵的選型與計算該工藝流程具有兩個主要的泵裝置

29、，一個為進料泵，負責把液體打進填料塔；另一個為回流泵，負責把回流液打回塔內重新進行精餾。本設計采用離心泵，選擇原則根據(jù)化工流體輸送的特殊性，要求泵操作方便，運行可靠，性能良好和維修方便；還要考慮到輸送物料的基本性質，包括相態(tài)、溫度、粘度、密度、揮發(fā)性和毒性等，還要考慮生產的工藝過程、動力、環(huán)境和安全要求等條件a、料泵的選型:進料液進料時取溫度為20C，該溫度下物料的密度為:= 9 9Kg得平均密度甲醇：-=7 9Kg m3水：1 3 904.288Kg m 0.3960.604+791998進料流量Q=V=13.127m5/h 考慮到操作中有可能以流量波動以及開車、停車的需要，取安全系數(shù) 1.

30、15 :得 Q=1.15Q=1.15 X 13.127=15.09 m 3/h泵的揚程H=進料口高度+ ：P hf =裙座高+1m+D提 +Z提+：P hf PgPg45漢 9.81 域 4.29=3+1 + 1+4.29+3+2= 14.50m9.8仆 908.21查化工工藝設計手冊，選取Y型離心油泵65Y-60A,流量Q22.5m3巾-1,揚程為49m,轉速為2950r/min,效率49%功率N為6.13KW,電機效率7.5Kw,允許氣蝕余量3.0m。b、回流泵的選型:料液在66 C下，其平均密度為平均=755.287Kg m ,故其回流流量為平均364.781 31.7041755.28

31、7二 15.3121m3'3取安全系數(shù)為 1.15 得 Q =1.15Q=1.15 X 15.3121 = 17.6089 m /h泵的揚程噸料口高度+豈hf=裙座高+1m+D填料 +Z提吒-hf130 乂 9 81 匯 7 02=3+1 + 1 + 11.31+130 9-81 7.02 +3+2=22.52m9.81 江 755.287查化工工藝設計手冊，選取Y型離心油泵65Y-60B,流量Q24m3 h ,揚程為34m,轉速為2950r/min,效率46%軸功率N為4.83KW,電機效率5.5Kw。3、流量計、壓力計、溫度計的選取a、流量計的選取：轉子流量計用來測量液體、氣體介質

32、的流量，特別適合測量 中小管徑、較低雷數(shù)的中小流量。故流量計采用玻璃管轉子流量計， 安裝時必須 垂直安裝?，F(xiàn)選取LZB-4,測量比為1： 10，精度等級為2.5級被測介質狀況為 20C 120C。b、溫度計的選?。簻囟扔嬁梢圆捎秒p金屬溫度計，該溫度計適用測量中、低溫， 可用來直接測量氣體、液體的溫度，具有易讀數(shù)、堅固耐用等優(yōu)點。查化工工 藝設計手冊，采用防護型號，選取 WSS-401-F公稱直徑為1200mm測量范圍 為 0C300Coc、壓力計的選?。簤毫τ嫷倪x取，要考慮量程、精度、介質性質和使用條件等 因素。在安裝時，應力求避免振動和高溫的影響。其量程為穩(wěn)定壓力（1/33/4 ） 的量程上

33、限，精度工業(yè)用在1.5級及2.5級，現(xiàn)選用TG-1200,測量范圍為0 1200mm2O,精度等級1.5，最大工作壓力6Kgf/cm2。5、接管的選型管徑的設計是根據(jù)流體的特性、工藝要求及基建費用和運轉、維修費用的經濟比 較確定，管徑大，則基建費用增加；管徑小則動力消耗即運轉費用增加。初步選定流體的流速后，通過計算或查管徑算圖來確定管徑。a、進料管的設計：由進料流量 Vs=13.127m3/h而一般流速經驗值為1.53m/s,現(xiàn)取進料管中流速u=2.2m/s故可得進料口管徑D為:4 V-4 13.1277046mu 3.14 2.2 3600所選規(guī)格：管道為中、低壓無縫鋼管 GB8163-87

34、,16M,管徑為叮-57 3.5b、回流管的設計：由回流量Vs =15.312 m/h 流速u=2.2m/s，故可得回流管管徑 D為:4 Vs4 15.3123.14 2.2 3600二 0.051m所選規(guī)格：管道為中、低壓無縫鋼管 GB8163-87,16M,管徑為:-63.5 3.5。c、產品輸出管的設計:4 D采出Md2二 a36004 149-012 31.7041 = 0.0333m2 3600 753所選規(guī)格：管道為中、低壓無縫鋼管 GB8163-87,16M,管徑為g 45 3.5。d、塔頂輸出管的設計:塔底輸出管的流速u=20m/s故可得輸出管徑為:4Vs4 2.6983.14 20二 0.4145m所選規(guī)格：管道為熱扎無縫鋼管GB8163-87,管徑為450設備一覽表序號設備位號設備名稱標準圖號材料單位數(shù)量重量（Kg）備注1T301填料塔不銹鋼套12V301原料液 儲槽R22-00-15A3F個26640兩個并聯(lián)3V302緩沖槽R22-00-13A3F個148704H301預熱器