1、化工原理課程設(shè)計題 目 90000噸/年丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計 系 院 材料與化學(xué)工程 專 業(yè) * 班 級 * 學(xué)生姓名 * 學(xué) 號 * 指導(dǎo)教師 * 職 稱 2021年 12 月 10日化工原理設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：丙酮水二元物料板式精餾塔設(shè)計條件： 常壓： 處理量：90000噸/年 進料組成： 25%丙酮，75%水質(zhì)量分率，下同 餾出液組成： 釜液組成： 餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 塔頂全凝器 泡點回流加料狀態(tài)： 單板壓降： 設(shè)計任務(wù)：完成該精餾塔的工藝設(shè)計包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計算。畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板負荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括

2、設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。摘 要利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅(qū)動和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分輕組分不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷別離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質(zhì)過程同時進行，屬傳質(zhì)過程控制原料從塔中部適當(dāng)位置進塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進料，下段含進料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點。在精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產(chǎn)品。 在提餾段，其液相在下降的過程中

3、，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產(chǎn)品，精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的別離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。通過對精餾塔的運算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，以保證精餾過程的順利進行

4、并使效率盡可能的提高。本設(shè)計是以丙酮水物系為設(shè)計物系，以篩板塔為精餾設(shè)備別離丙酮和水。篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對二元物系丙酮水的精餾問題進行分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。通過逐板計算得出理論板數(shù)11塊，回流比為1.3032,算出塔效率為0.446，實際板數(shù)為25塊，進料位置為第7塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為1.2米，有效塔高6.6米。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。在此次設(shè)計中，對塔進行了物料衡算，本次設(shè)計過程正常，操作適宜。目錄第一局部 設(shè)計概述1一 、設(shè)計題目：1二 、工藝條件:1三 、設(shè)計內(nèi)容1四、工藝

5、流程圖1第二局部 塔的工藝計算3一、查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)3二、全塔物料衡算與操作方程7三、全塔效率的估算7四、實際塔板數(shù)8五、精餾塔主題尺寸的計算101 精餾段與提餾段的汽液體積流量102 塔徑的計算123 塔高的計算164 塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實定165弓形降液管176開孔區(qū)面積計算187 篩板的篩孔和開孔率18六、篩板的流體力學(xué)驗算21塔板壓降22液面落差2七、塔板負荷性能圖41精餾段塔板負荷性能圖42提餾段塔板負荷性能圖7八、精餾塔的主要附屬設(shè)備。1.塔頂全凝器設(shè)計計算112.料液泵設(shè)計計算3管徑計算12九、設(shè)計結(jié)果一覽表11十、符號說明15十一、附圖1十二、參考文獻4 十三. 設(shè)計小結(jié)

6、第一局部 設(shè)計概述一 、設(shè)計題目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計二 、工藝條件:生產(chǎn)能力：90000噸/年料液年工作日：300天原料組成：25%丙酮，75%水質(zhì)量分率，下同產(chǎn)品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作壓力：塔頂壓強為常壓進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 三 、設(shè)計內(nèi)容 1 、       確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。 2     、   工藝參數(shù)確實定 根底數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量

7、衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實際塔板數(shù)等。 3   、     主要設(shè)備的工藝尺寸計算 板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 4    、    流體力學(xué)計算 流體力學(xué)驗算，操作負荷性能圖及操作彈性。 5 、 主要附屬設(shè)備設(shè)計計算及選型 塔頂全凝器設(shè)計計算：熱負荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計算。 料液泵設(shè)計計算：流程計算及選型。四、工藝流程圖丙酮水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，局部回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻

8、后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)屢次局部氣化與局部冷凝進行精餾別離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。丙酮水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體集合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。流程示意圖如下列圖圖1：精餾裝置工藝流程圖第二局部 塔的工藝計算一、查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)1水和丙酮的性質(zhì)溫度5060708090100水粘度mpa丙酮粘度mpa溫度50

9、60708090100水外表張力丙酮外表張力溫度5060708090100相對密度水丙酮分子量沸點臨界溫度K臨界壓強kpa水10022050丙酮表5. 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/丙酮摩爾數(shù)xy10000920.511由以上數(shù)據(jù)可作出t-yx圖如下由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖2進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 =18.02 Kg/kmol 平均摩爾質(zhì)量 M58.08+1-0.093718.02=21.774 kg/kmolM= 58.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmolM=58.08+1-0.0062918

10、.02=18.272 kg/kmol最小回流比由題設(shè)可得泡點進料q=1那么= ，又附圖可得=0.0937, =0.749。 = 確定操作回流比： 令二、全塔物料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算 D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h (2) 操作方程精餾段 = 提餾段：因為泡點進料，所以q=1,代入數(shù)據(jù)3由圖可得當(dāng)R=0.5013時，精餾段與平衡線相切，那么即使無窮多塔板及組成也不能跨越切點，切點為0.854,0.915，那么： 可解得：設(shè)那么精餾段操作線方程：=利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù) 塊 ， 進料板位置 三、全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算

11、：根據(jù)丙酮水系統(tǒng)tx(y)圖可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) 設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上： 可得： (加料板) 假設(shè)物質(zhì)同上： 可得： (塔底) 假設(shè)物質(zhì)同上： 可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度： 時， 所以 時，丙酮-水的組成 所以 同理可得：提留段的平均溫度 時 四、實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)1精餾段：，取整15塊，考慮平安系數(shù)加一塊為15塊。2提餾段：，取整9塊，考慮平安系數(shù)加一塊，為9塊。故進料板為第16塊，實際總板數(shù)為25塊。全塔總效率： 五、精餾塔主題尺寸的計算1 精餾段與提餾段的汽液體積流量精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知：

12、液相平均溫度：tm=(tf+td表6. 精餾段的數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分?jǐn)?shù)xfy1=xDyfx1摩爾質(zhì)量/MLfMLfMvfMvl溫度/在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 所以，lm =68kmol/h Ln=LM/lm=68×/由 所以 精餾段塔頂壓強假設(shè)取單板壓降為0.7, 那么進料板壓強氣相平均壓強氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均密度kmol/h精餾段的負荷列于表7。表7 精餾段的汽液相負荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/體積流量/提餾段的汽液體積流量QnL=Qn,L+Qn,F QnQnV=Qn,V Qn整理提餾段的數(shù)據(jù)列于表8，采用與精餾段

13、相同的計算方法可以得到提餾段的負荷，結(jié)果列于表9。表8提餾段的數(shù)據(jù)位置塔釜進料板摩爾分?jǐn)?shù)XwXfYwYf摩爾質(zhì)量/Mlv =MLfMlvMvf=溫度/100表9提餾段的汽液相負荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/平均密度/體積流量/20492 塔徑的計算在塔頂?shù)臏囟认虏橥獗韽埩Ρ?在進料板溫度下查外表張力表： 在塔底溫度下查外表張力表： 精餾段液相平均外表張力 提餾段液相平均外表張力 全塔液相平均外表張力 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進料板溫度下查粘度表： 在塔底溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔徑的計算精餾段的體積流率計算： (史密斯關(guān)聯(lián)圖)圖橫坐標(biāo)：

14、提留段：取板間距，板上液層高度提留段：Umax=1.138 m/s ：查附圖： 表觀空塔氣速： 估算塔徑：提留段：DHH塔截面積：實際塔氣速： 精餾塔的有效高度的計算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進料板上方開一小孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為： 堰長可取× 溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，那么取液上清液層高度弓形降液管寬度和截面積 由，查圖5-7附圖得 提留段：HXRN=2789個% 用經(jīng)驗公式： 故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度比低10mm，那么： = 應(yīng)選用凹形受液盤，深度塔板布置 塔板的分塊因為D800mm，故塔板采用分塊式，查表5-

15、3得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開孔區(qū)面積 其中， 篩孔計算及其排列 選用=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 篩孔數(shù)目： 開孔率： 氣體通過閥孔的氣速為：3 塔高的計算塔的高度可以由下式計算： -塔頂空間不包括頭蓋局部 -板間距 N-實際板數(shù) S-人孔數(shù) -進料板出板間距 -塔底空間不包括底蓋局部實際塔板數(shù)為N=23塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，因為板數(shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。 取人孔兩板之間的間距，那么塔頂空間HP=1m，塔底空間HW=1.5m，進料板空間高度，那么，全塔高度：4

16、塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm，破沫區(qū)寬度，查得 堰長弓形溢流管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時間一般應(yīng)大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Francis公式計算=E-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長精餾段 =由 查手冊知 E=1 那么×降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm

17、即同理，對提餾段 =由 查手冊得 E=1.×6開孔區(qū)面積計算 進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 閥孔總面積可由下式計算Rx=r=所以 7 篩板的篩孔和開孔率因丙酮-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 提留段;N=2789個篩孔數(shù)目 開孔率 在5-15%范圍內(nèi)氣體通過篩孔的氣速為 那么 精餾段 提餾段 六、篩板的流體力學(xué)驗算 1塔板壓降 干板阻力計算精餾段：H<700pa(700pa=設(shè)計允許值) 干板阻力 由所選用篩板，查得 液柱 氣體通過液層的阻力的計算 氣體通過液層的阻力 查圖得： 液體外表

18、張力的阻力計算 液體外表張力所產(chǎn)生的阻力 液柱 氣體通過每層塔板的高度可計算： 700Pa=設(shè)計允許值2液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。提留段：H H 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 由 所以 故設(shè)計中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)漏液 對于篩板塔，漏液點氣速： 實際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實驗中無明顯漏液。液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從式子 取 而，板上不設(shè)進口堰，那么有 液柱 可知，本設(shè)計不會發(fā)生液泛七、塔板負荷性能圖 1精餾段塔板負荷性能圖查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計算 以ev=0.1kg液/kg氣為限，求V

19、s-Ls關(guān)系如下： 可作出液沫夾帶線2液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負荷標(biāo)準(zhǔn)。=EE=1,那么 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3.以3s 作為液體在降液管中停留時間的下限故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度令 ， 聯(lián)立得 整理得： 列表計算如下 由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下：精餾A在負荷性能圖A上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液

20、泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs，max3/s Vs，min3/s故操彈性為Vs，max/Vs，min=2.25 圖中紅色線為液相負荷上線，藍色線為液相負荷下線，黑色線為操作線2提餾段塔板負荷性能圖查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計算 以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： hfL=2.5hw+how，hw how×1.074×(3600LS/)2/3S2/3那么hf=0.0995+2.3175 LS2/3 HT-hfS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3 解得VSS2/3 Ls/(m3/s)335445Vs/(m3/s)可作出液

21、沫夾帶線2=E=1據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下線3。以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。 列表計算如下Ls/(m3/s)35Vs/(m3/s)由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下： B:在負荷性能圖B上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負荷下線控制。由圖查得Vs，max3/s Vs，min3/s圖中紅色線為液相負荷上線，藍色線為液相負荷下線，黑色線為操作線八、精餾塔的主要附屬設(shè)備 1冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位

22、置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。 2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負荷：塔頂溫度：tDO C 進料板溫度：tFO C 塔釜溫度 ：tW=100O C 塔頂：用內(nèi)插法求溫度tLDO C tVDO C 冷凝器的熱負荷： IVD塔頂上升氣體的焓ILD塔頂鎦出液的焓丙酮的蒸發(fā)潛熱 水的蒸發(fā)潛熱 蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：Tr比照溫度沸點/O C 蒸發(fā)潛熱 KJ/KgTc/K丙酮523水1002257在 tVDO C 同理可得：在tLDO C KJ/KgDD1= D *MD QC=因為山東地區(qū)夏季平均溫度為35O C，所

23、以選用35O C的冷卻水，升溫10O C.在于是冷凝水用量： qm2 CPC在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/Kg*O C)WC=取冷凝器傳熱系數(shù)：K= A= =O C因為QC=公稱直徑/mm管程數(shù) 管數(shù)管長/mm換熱面積/m2公稱壓力/KPa60014304500由于是泵加料，取 ，F(xiàn)=12500kg/h 進料管管徑 設(shè)料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 彎頭料液 ， Re= 在料液面與進料孔面之間列伯努利方程那么流量為11.3M3/h、He=6.39m，查泵性能圖，可得選型如下：泵規(guī)格IS65-50-160流量 揚程 8m 轉(zhuǎn)速 1450r/min 汽蝕余量 2m

24、 效率 60%軸功率 配帶功率管路的流量：F=90000時 ，進料密度為： 取管流速u=2m/s圓整后，外徑55mm, 3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑取氣速u=20m/s，圓整后，外徑D=260mm =9mm3.1.3料液排出管徑 取=0.4 m/s液相密度圓整后，外徑107mm，回流管的摩爾流量為：取流速圓整后，外徑D=60mm =3mm九、設(shè)計結(jié)果一覽表工程符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度平均流量氣相VSm3/s液相LSm3/s實際塔板數(shù)N塊1510板間距HTm塔的有效高度Zm塔徑Dm空塔氣速um/s塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm堰高hwm溢流堰寬度Wd

25、m底與受液盤距離hom板上清液層高度hLm孔徑domm5孔中心距tmm15開孔率 孔數(shù)n孔39372789開孔面積m2篩孔氣速uom/s穩(wěn)定系數(shù)塔板壓降hPkPa液體在降液管中停留時間s31降液管內(nèi)清液層高度Hdm霧沫夾帶eVkg液/kg氣負荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負荷下限液相負荷下線控制液相負荷下線控制液相最大負荷LS·maxm3/s液相最小負荷LS·minm3/s操作彈性塔頂全凝器公稱直徑mm 600管長mm 4500換熱面積m2 泵規(guī)格IS65-50-160十、符號說明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c 負荷系

26、數(shù)無因次c0 流量系數(shù)無因次D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率無因次E 液體收縮系數(shù)無因次 物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進料流量 kmol/hF0 閥孔動能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體外表張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?mh2v溢液堰高度 mK

27、 物性系數(shù)無因次Ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強 PaP壓強降 Paq 進料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜殘液流量 kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高希臘字母相對揮發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3外表張力下標(biāo)r 氣相L 液相l(xiāng) 精餾段q q線與平衡線交點min最小max最大A 易揮發(fā)組分B 難揮發(fā)組分帶控制點的工藝流程圖 技術(shù)特性表工作壓力Mpa工作溫度設(shè)計壓力Mpa設(shè)計溫度90物料名稱25%丙酮和75%水塔徑m塔高m焊縫接頭系數(shù)0.58 腐蝕余量mm 1板間距m0.3 實際塔板數(shù) 25 管口表符號公稱尺寸連接尺寸、標(biāo)準(zhǔn)連接面形式用途或名稱160HG2054-97凹加料管管徑2260;HG2054-97凹塔頂蒸汽管3107HG2054