化工原理過程設(shè)計(jì)

1、學(xué) 院： 化工學(xué)院 專業(yè)班級(jí)： 應(yīng)用化學(xué) 二班 設(shè) 計(jì) 者： 指導(dǎo)老師： 泰山醫(yī)學(xué)院首屆大學(xué)生化工過程設(shè)計(jì)競(jìng)賽泰山醫(yī)學(xué)院首屆大學(xué)生化工過程設(shè)計(jì)競(jìng)賽 -篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 第一章第一章 概述概述 本設(shè)計(jì)通過已知數(shù)據(jù)，理論計(jì)算了餾出液及釜?dú)?液的流量和組成，從而求出了q線，平衡線，精餾段 和提餾段操作線方程，進(jìn)而通過這四個(gè)方程采用圖 解法求出理論塔板數(shù)，并確定了進(jìn)料位置;通過苯和 甲苯的物性數(shù)據(jù)分別求出精餾段、進(jìn)料板、提餾段 的氣液相平均摩爾質(zhì)量、平均密度、平均表面張力 等工藝條件，進(jìn)而確定適合的塔徑、塔高以及實(shí)際 板數(shù)和進(jìn)料位置，從而設(shè)計(jì)出最合理的工藝流程。 再通過反復(fù)驗(yàn)證，設(shè)

2、計(jì)合理，便于實(shí)際開展。 第二章第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求方案設(shè)計(jì)任務(wù)及要求方案 （一）設(shè)計(jì)任務(wù) 某工廠采用石腦油為原料生產(chǎn)對(duì)二苯（px）時(shí)產(chǎn)生了一股 物流，含有苯40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同)、甲苯60%.設(shè)計(jì)一 座常壓精餾塔對(duì)上述混合物進(jìn)行分離，要求塔頂流出液中 苯的回收率為95%，釜?dú)堃褐屑妆降幕厥章蕿?7%，該工 藝物流的處理量為1.5萬噸/年。產(chǎn)品均需要冷卻到40， 塔釜采用外置再沸器，熱公用工程為飽和水蒸汽，蒸汽壓 力0.4Mpa（表壓），冷公用工程為循環(huán)水（20-30 ）， 環(huán)境溫度為20 。 （二）操作條件 1.操作壓力：常壓。 2.進(jìn)料熱狀況：冷夜進(jìn)料，進(jìn)料溫度為60 。 3.回流比：根

3、據(jù)要求最小回流比自己選定。 （三）塔板類型 篩板 （四）工作日 每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行 （五）設(shè)計(jì)內(nèi)容 1.計(jì)算流出液和釜?dú)堃旱牧髁亢徒M成。 2.采用圖解法求理論板數(shù)并確定進(jìn)料位置。 3.進(jìn)行篩板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，確定塔高、 塔徑、進(jìn)料位置。 4.根據(jù)題意，設(shè)計(jì)一合理的工藝流程，并繪制 帶有主要參數(shù)控制點(diǎn)的工藝流程圖。 5.計(jì)算所設(shè)計(jì)流程的冷熱公用工程用量。并對(duì)工 藝流程中的任一臺(tái)換熱器進(jìn)行計(jì)算，要求采用列 管式換熱器，計(jì)算其主要參數(shù)，包括管長、管子 規(guī)格、殼程直徑、管程數(shù)、殼程數(shù)、管子數(shù)目等 。畫出換熱的簡(jiǎn)圖，表明接管尺寸。 6.如果采用離心泵輸送原料，試確定適用的離心 泵型號(hào)

4、，并確定離心泵的安裝高度。 第三章 相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 第四章 設(shè)計(jì)內(nèi)容的計(jì)算 4.1精餾塔的物料衡算 （一）原料液及塔頂餾出液，塔底塔釜液的組成 44.0 13.92 60.0 11.78 40.0 11.78 40.0 F x 由設(shè)計(jì)任務(wù)已知可得： 039. 0 /7 .13 96. 0 /54.10 24.24 67.1044. 024.24 /17.13)44. 01 (24.2497. 0)1 (97. 0)1 ( 97. 0 )1 ( )1 ( /13.1044. 024.2495. 095. 0 95. 0 44. 0 13.92/60. 01178/40. 0 11.78/40

5、. 0 /24.24 2430096.85 100015000 /96.8513.9244. 0111.7844. 0)1 ( W D FWD FW F W FD F D F BFAFm x hkmolW x hkmolD FWD FxWxDx hkmolxFxW xF xW hkmolFxDx Fx Dx x hkmolF molkgMxMxM 由題意得 。 則 ）（平均摩爾質(zhì)量為 4.2塔板數(shù)及進(jìn)料位置的確定 理論塔板數(shù)的求取（圖解法） q值的計(jì)算 由表7和t-x-y圖得泡點(diǎn)溫度為93 冷夜進(jìn)料，且進(jìn)料溫度為60 則其 物性溫度為t=(93 60 )/2=76.5 一個(gè)標(biāo)準(zhǔn)大氣壓下： 苯

6、比熱容（KJ/kg）：1.90 汽化熱：394.66KJ/kg 甲苯 比熱容（KJ/kg）：1.90 汽化熱：360.70KJ/kg Cp=1.9078.110.44+1.9092.130.56=163.3KJ/(kg) r=394.6678.110.44+360.7092.130.56=3217.36KJ/kg 冷夜進(jìn)料 q=1+Cp（Tb-Tf）/r=1.16 則經(jīng)計(jì)算的 q線方程為y=7.25x-2.75 平衡線方程為y=2.45x/（1+1.45X） 由 的交點(diǎn)坐標(biāo)（Xe，Ye）；Xe=0.474 Ye=0.690 最小回流比Rmin=（Xd-Ye）/（Ye-Xe）=1.25 按照經(jīng)驗(yàn)

7、值取按照經(jīng)驗(yàn)值取R=1.6Rmin=1.61.25=2.0 精餾段操作線方程為y=0.67x+0.32 提餾段操作線方程為y=1.39x-0.015 根據(jù)各操作線方程做X-Y圖 圖4-1 圖解法求理論塔板數(shù)示意圖 理論塔板數(shù)的計(jì)算理論塔板數(shù)的計(jì)算 由上圖可知 總理論塔板數(shù)：NT=12塊（包括再沸器） 精餾段理論塔板數(shù)：Nt精=5塊 提餾段理論塔板數(shù)：Nt提=7塊（包括再沸器） 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 Np=NT/ET 塔板效率 精餾段的塔板效率Et精=0.45(2.46 0.291)-0.245=0.532 提餾段的塔板效率Et提=0.45 (2.46 0.266)-0.245=0.

8、544 245. 0 )(49. 0 LT E 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 精餾段實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算: Np,精=NT精/Et精=5/0.532=10塊 提餾段實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算: Np提=Nt提/Et提=7/0.544=13塊 總實(shí)際板數(shù)總實(shí)際板數(shù):Np=Np精精+Np提提=23塊塊 進(jìn)料位置的確定 通過上圖4-1可知:自塔向下數(shù),第六塊板為加料板. 4.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1.操作壓力 常壓 2.操作溫度 由苯-甲苯混合液的沸點(diǎn)組成圖 得： 塔頂溫度 tD =80.89 進(jìn)料板溫度 92.97 塔底溫度 =108.2 精餾段平均溫度=（ 80.89+92.97）/2 = 86.93

9、 提餾段平均溫度=（92.97+108.2）/2 =100.58 全塔的平均溫度=93.76 F t w t tD 3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 (1)塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1=0.96,代入相平衡方程得x1=0.91 (2)進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得 yF 0.635，xF 0.399 (3)塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 kg/kmol67.7814.9296. 0111.7896. 0 , mVD M l9.37kg/kmo713.9291. 0111.7891. 0 , mLD M kg/kmol23. 3813.92.6350111.78635. 0 , mVF M ol

10、86.31kg/km13.92415. 0111.78415. 0 , mLF M (6）全塔的平均摩爾質(zhì)量 由xw=0.039,由相平衡方程，得yw=0.016 （4）精餾段的平均摩爾質(zhì)量 (5)提留段的平均摩爾質(zhì)量 ol91.58kg/km13.92039.0111.78039.0 , mLF M ol91.58kg/km13.92016.0111.78016.0 , mLF M kg/kmol95.802/23.3867.78 , FV M kg/kmol84.822/31.6837.79 , FL M ol89.11kg/km , wL M ol89.11kg/km , wV M ol

11、84.18kg/km , mV M ol85.98kg/km , mL M 4. 液體的平均密度 (1)液相平均密度 塔頂 進(jìn)料板 塔釜 BA BA L 1 3 DL, m.Kg62.813 3 wL, m.Kg18.781 3 FL, m.Kg02.799 精餾段平均密度 提留段平均密度 全塔平均密度 （2）氣相平均密度計(jì)算 精餾段 提留段 全塔的 3 L m.Kg32.806 3 W m.Kg4 .790 3 mL, m.798.36Kg 3 fv, m.2.74Kg 3 wv, m.2.85Kg 3 mv, m.2.80Kg RT PM 5.液體平均表面張力的計(jì)算 塔頂LD=21.11m

12、N/m 進(jìn)料板LF=19.99mN/m 塔釜LW=18.57mN/m 精餾段平均L=20.55mN/m 提留段平均L=19.82mN/m 全塔LM=19.92mN/m i n i i x 1 6.液體平均黏度的計(jì)算 lgLm=xilgi 塔頂 LD=0.305mPas 進(jìn)料 LF=0.276mPas 塔釜 Lw=0.255mPas 精餾段L=0.29mPas 提留段L=0.266mPas 全塔 Lm=0.279mPas 4.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1.塔徑的計(jì)算 精餾段的氣、液相體積流率為 提餾段的氣、液相體積流率為 /sm26. 0 74. 23600 95.8062.31 3600 3

13、 , , mV mV s VM V /sm0006. 0 32.8063600 84.8208.21 3600 3 , , mL mL s LM L /sm3.0 85.23600 4.875.35 3600 3 , , mV mV s VM V /sm0016. 0 32.8063600 84.8208.21 3600 3 , , mL mL s LM L 精餾段塔徑的計(jì)算 由 公式計(jì)算，其中C20由化工原理課程設(shè)計(jì)教 材負(fù)荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 取板間距HT=0.4m，板上液層高度hL=0.06m，則HT- hL=0.40-0.06=0.34m 查負(fù)荷系數(shù)圖得C20=0.075 VVL

14、 C/ max 04. 0 74. 2 32.806 26. 03600 36000006. 0 2/ 1 2/ 1 V L s s V L 0.20.2 20 20.55 0.0750.075 2020 L CC sm/28.1 max sm/896. 028. 17 . 07 . 0 max 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.7m 同法算得提留段塔徑 D=0.7m 2.塔截面積為： AT=/4D2=0.5m2 3.實(shí)際空塔氣速為: 4.精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=100.3=3m 提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（13-1）0.3=3.6m 全塔有效高度

15、：Z=3.6+3=6.6m mVsD608. 0 896. 014. 3 26. 04 /4 sm/52.0 5.0 26.0 4.5 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 1.溢流裝置的設(shè)置 因塔徑D=0.7m，可選用單溢流弓形降 （1）溢流堰長 (2)溢流高度hw 選用平直堰 一般取E=1 取板上清液層高度hL=60mm m462. 07 . 066. 066. 0Dlw 3/2 /00284. 0 whow lLEh owLw hhh 0.0093 ow hm m051. 00093. 006. 0 owLw hhh （3）降液管的寬度 和降液管的面積Af 由 ，查圖得 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)

16、間 可以滿足要求。 （4）降液管的底隙高度 液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通 過降液管底隙的流速， 則有： d W 66. 0/DLw0722. 0/,124. 0/ Tfd AADW mDW AA d tf 087. 07 . 0124. 0124. 0 m036. 05 . 00722. 00722. 0 2 s5s 1 .1336000011. 0/40. 0036. 03600/3600 hTf LHA o h m/s08. 0 o u m033. 0 08. 042. 03600 36000011. 0 3600 ow h o ul L h 所以降液管底

17、隙高度設(shè)計(jì)合理 2.塔板布置 （1）邊緣區(qū)寬度的確定 邊緣區(qū)寬度 ：塔徑小于1.5m時(shí)，一般取3050mm; 安定區(qū)寬度 :規(guī)定 m時(shí)，一般取6075mm; （2）開孔區(qū)面積 0 0.050.0330.0170.006 W hhmm 0.065 ,0.035 SSC WWm Wm c W s W5 . 1D R x RxRxAa 1222 sin 180 2 a A mW D r c 315. 0035. 0 2 7 . 0 2 mWW D x sd 198. 0065. 0087. 0 2 7 . 0 2 （4）篩孔計(jì)算及其排列 由于處理的物系無腐蝕性，可先用 碳鋼板，取篩孔 直徑 ，篩孔按

18、正三角形排列，取孔中心距t為： 每層塔板的開孔數(shù)為： 每層塔板的開孔率為： 2 1222 1222 m31.0 315.0 198.0 sin315.0 180 198.0315.0198.02 sin 180 2 R x RxRxAa mm3 mmd5 0 mmdt15533 0 33 22 115810115810 0.311595 0.015 a nA t （ 個(gè) ） %1 .10 015.0 005.0 907.0 / 907.0 2 2 o dt 每層塔板的開孔面積： 氣體通過篩孔的孔速： 4.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1.塔板壓降 （1）干板阻力hc的計(jì)算 干板阻力hc由公式計(jì)算，即

19、 由d。 查圖得C0=0.772 故： （2）氣體通過液層的阻力h1計(jì)算 氣體通過液層的阻力h1由公式計(jì)算，即 2 m031. 031. 0101. 0 ao AA m/s9 . 8)31. 0101. 0/(28. 0/ oso AVu L V o o c C u h 2 051. 0 67.13/5/ m024.0 36.798 8 .2 772.0 9 .8 051.0051.0 2 2 L V o o c C u h m/s AA T V s ua 603.0 036.05.0 28.0 f hh Ll 查表得=0.64. (3)液體表面張力的阻力 計(jì)算: 氣體通過每層塔板的液柱高度為

20、: 氣體通過每層塔板的壓降為： 滿足工藝要求 2. 液面落差和液沫夾帶 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不 大，故可忽略液面落差的影響 )/(01.18 .2603.0 2/12/1 0 mskg vaFu m h howhwhL l 038.0)01.005.0(64.0)( h m002. 0 005. 081. 936.798 1092.194 gd 4 h 3 0 L L 液柱 m064. 00020. 0038. 0024. 0 hhhh lcp 0.7kPakPa5012. 0Pa2 .501064. 081. 936.798 pLp ghp 液沫夾帶量由公式計(jì)算

21、，即 =2.50.06=0.15 =0.003kg液/kg氣 3.漏液 漏液點(diǎn)的氣速u0min ，可由下式計(jì)算： 實(shí)際孔速 u0min=8.9m/su0,m 篩板的穩(wěn)定性系數(shù): 即不會(huì)產(chǎn)生過量液漏。 Lf hh5 . 2 2.3 6 107.5 fT a L V hH u e 2 . 3 3 6 2 . 3 6 15. 040. 0 52. 0 1092.19 107 . 5107 . 5 fT a V hH u e 4.40.00560.13/ 4.4 0.7720.00560.13 0.060.002 798.36/ 2.8 6.02m/s omoLLV uChh ， 8 .9 1 .61

22、 .5 6 .1 2 o o m u K u 4. 液泛 為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 般物系取=0.5，易發(fā)泡物系=0.30.4不發(fā)泡物系 =0.60.7 板上不設(shè)進(jìn)口堰， 0.225m 成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。 4.7塔板負(fù)荷性能圖 就是找出塔內(nèi)液相流量與氣相流量的關(guān)系。 1.漏液線 漏液點(diǎn)氣速 wTd hHH m226.0051.040.05.0 wT hH dLpd hhhH m01. 008. 0153. 0)(153. 0 2 。 uhd m134.001.006.0064.0 d H wTd hHH VLLoo hhCu /13. 00056. 04 . 4 mi

23、n 0min=Vs,m/A0 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表： 做出漏液線（1） 2 液沫夾帶線 以 氣為限，求Ls-Vs關(guān)系如下： 式中： owwL hhh 3/2 /00284.0 whow lLEh 3/2 min, 141. 000118. 074. 3 Ss LV 表 漏液線數(shù)據(jù) kgkg ev /1 . 0液 2 . 3 6 107 . 5 fT a L v hH u e s s fT s a V V AA V u15.2 036.05 .0 所以 將已知數(shù)據(jù)代入式 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式算出對(duì)應(yīng)的值列于下表： 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（2） oww

24、Lf hhhh5 . 25 . 2 3/2 3/2 09.1 462.0 3600 1 1000 84.2 s s OW L L h 3/2 72. 2125. 0 Sf Lh 05.0 W h 3/23/2 725. 2275. 075. 1125. 04 . 0 SSfT LLhH 1 . 0 725. 2275. 0 15. 2 1080.21 107 . 5 2 . 3 3/23 6 s s v L V e 3/2 092. 88166. 0 ss LV 表6霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 3. 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負(fù)荷 標(biāo)準(zhǔn)。由公式得，并取E=1

25、則: 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（3） 4 .液相負(fù)荷上限線 以=4s作為液相在降液管中停留時(shí)間的下限，由公式得 所以： 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（4） 006.0 3600 1000 84.2 3/2 W s OW l L Eh smL S /00048.0 3 min, 4 S Tf L HA sm HA L Tf S /0036.0 4 40.0036.0 4 3 max, 5.液泛線 令 由 聯(lián)立得： 忽略h，將how與hS，hd與LS，hC與VS的關(guān)系代入上式，并整理得 WTd hHH dLpd hhhH hhhh CP 1 L hh 1 OWW

26、L hhh hhhhhH dCOWWT 11 3/222 SSS LdLcbVa L V CA a 2 00 051.0 WT hHb1 2 0 /153. 0hlc W 3/2 3 3600 11084. 2 W l Ed 代入數(shù)據(jù)最后整理的： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表7 液泛線數(shù)據(jù) 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù) 荷性能圖，如下圖所示 3/22 2 71.2571.4216204. 2 Sss LLV 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A（Ls，Vs），連接OA，即作出操作線 由圖查得： 所以操作彈性為： smVs，/64.

27、 0 3 max smVs，/198. 0 3 min 23. 3 198. 0 64. 0 min max S， S， V V 4.8附屬設(shè)備的選型及計(jì)算 1.塔體總高度 ： 式中 HD塔頂空間，m； HB塔底空間，m； HT塔板間距，m； HT開有人孔的塔板間距，m； HF進(jìn)料段高度，m； Np實(shí)際塔板數(shù)； S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人 孔）。其中HT=0，S=0因?yàn)樗捷^小，所以沒開人孔。 (2) DpTTFB HHNSHSHHH H=HD+HB+Z Z指全塔有效高度為6.6m (1)塔頂空間，是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距 離，通常取HD為（1.52.0）HT HD=2x

28、0.4=0.8m (2) 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。 其因素有：塔底儲(chǔ)液量的停留時(shí)間 再沸器的安裝方式和安裝高度 塔底液面至最下層塔板之間要留有12m的間距。 第五章 設(shè)計(jì)流程的冷熱公用工程 的計(jì)算 5.1傳熱面積的計(jì)算 由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢，為便于水垢清洗，應(yīng)使循環(huán)稅走管 程，對(duì)于易揮發(fā)組分的苯和甲苯混合氣走管程。選用 的碳鋼管，管內(nèi)流速取u=0.5m/s 19mm2.0mm m1212 =/ln50.8920 /ln 50.89/ 2033.08TTTTT rmp12 q c10.540.96 78.110.04 92.131.9040.8964419.96kj/hQTT 經(jīng)查

29、表知總傳熱系數(shù)K=430w/m 由Q=KA 得 M T 2 1.26m M Q A K T 考慮15%的面積裕度：s=1.261.15=1.45 因此 2 m m pm q =1541.5kg/h c Q T 冷卻水的用量 5.2列管式換熱器的主要工藝參數(shù)的計(jì)算 2 0 p 1 192.0u=0.5m/s 2 n=4.865 d u 4 =4.86m d n l= m 4.86 =2 l3 =52=10 V S L N 管徑和管內(nèi)流速 選用傳熱管 碳鋼 ，取管內(nèi)流速。 管程數(shù)和傳熱管數(shù)的計(jì)算 根 按單管程計(jì)算，所需的傳熱管長度：L 去傳熱管長3 傳熱管程數(shù)N根 管程 傳熱管總根數(shù)根 3 a=1

30、.25d a=1.25 19=23.7524 mm = =a/ n=1.05 241010.7=95.25 mm =mm 4 % h=110=27.5mm25mm N 殼體內(nèi)徑的計(jì)算 傳熱管采用正三角形排列 管心距 取管板利用率0.7，則殼體內(nèi)徑為： D 1.05 圓整可取D 110 折流板數(shù)的計(jì)算 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25， 則切去的圓缺高度為0.25，故可取。 取折流板間距 3000 N =-1=-1=59 50 B 傳熱管長 塊 折流板間距 折流板圓缺面水平裝配。 1 1 3 lm 1 5 1 u=m sy =0.96 x =0.91 =0.91 78.11+

31、0.09 92.13=79.37kg/kmol =813.62kg/ m 410.54 79.37 d =2=0.01907m 3.14 1.5 3600 813.62 19mm 2 D LM M V U 接管內(nèi)徑的計(jì)算 管程流體進(jìn)出口接管： 取接管內(nèi)餾出液流速為1.0 / ，由X， 則 塔頂： 接管內(nèi)徑 取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 管程流體進(jìn)出口接管 2 m/s 4 1541.5 d =0.01910m 3.14 1.5 3600 996.95 取接管內(nèi)循環(huán)水流速為1.5 接管內(nèi)徑為 第六章 離心泵的確定 3 3 vl 3 =830.79kg/m u=mpas =25.07kpa 6.2 p24.24 85.96 q =2.51m /s 830.79 AY m /h m r/min 6.1 = L V L M 混合液的密度 混合液的黏度0.363 混合液的飽和蒸汽壓P 離心泵型號(hào)的確定 由流量來確定離心泵的型號(hào)： 料液的物性數(shù)據(jù)計(jì)算： 料液的物性溫度T 由型離心油泵性能表查得所選 60 用泵的規(guī)格如下 型號(hào) 流量揚(yáng)程轉(zhuǎn)速汽蝕余量/m% kw mm 效率/功率/口徑/ 軸功率 配帶功率 吸入 排