食工原理課程設(shè)計

1、合 肥 學 院HEFEI UNIVERSITY食工原理課程設(shè)計題 目: 甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計 系 別: 生物與環(huán)境工程系 專 業(yè):_ 12食品科學與工程 學 號: 1202062037 姓 名: XXX 指導(dǎo)教師: XXX 二零一四年 十 月 三十一 日目錄HEFEI UNIVERSITY1第1章 概要5一、板式塔類型5二、精餾塔的設(shè)計步驟6第2章 塔的工藝計算7一、物料衡算71.1最小回流比及操作回流比的確定81.2 精餾段和提餾段操作線的確定91.3 理論及實際塔板數(shù)的確定101.4操作壓力計算111.5操作溫度計算121.6平均摩爾質(zhì)量計算121.7平均密度計算131.8液相平均表

2、面張力計算141.9液體平均粘度計算15二、塔徑的計算16三、精餾塔有效高度的計算18四、塔板主要工藝尺寸的計算184.2弓形降液管寬度Wd和截面積 Af204.3降液管底隙高度ho21五、塔板布置215.1塔板的分塊215.2邊緣區(qū)寬度確定215.3開孔區(qū)面積計算215.4篩孔計算及其排列225.5塔板壓降225.6液面落差245.7液沫夾帶245.8漏液245.9液泛25第3章 操作性能負荷圖26一、漏夜線（線1）26二、霧沫夾帶線（線二）27三、液相負荷下限線（線三）28四、液相負荷上限線(線四)28五、液泛線(線五)28六、 負荷性能圖29第4章 塔的輔助設(shè)備的計算31一、接管尺寸設(shè)計

3、311.1進料管311.2 回流管311.3 塔釜出料管311.4 塔頂蒸汽出料管321.5 塔釜進氣管321.6 法蘭32二、筒體與封頭322.1 筒體322.2 除沫器322.3裙座332.4人孔332.5進料段342.6吊柱342.7塔的頂部空間高度342.8塔的底部空間高度342.9塔體高度34三、附屬裝置評價343.1 冷凝器的選擇343.2 再沸器的選擇35第5章 工藝流程圖36自我評價37參考文獻37附錄:38設(shè)計符號說明38食工原理課程設(shè)計任務(wù)書1、 設(shè)計名稱 甲醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計二、設(shè)計條件 處理量: t/a( 15000 )料液組成(質(zhì)量分數(shù)): ( 30% )塔頂產(chǎn)

4、品組成(質(zhì)量分數(shù)): ( 99% )塔頂易揮發(fā)組分回收率: ( 99.5% )每年實際生產(chǎn)時間: 7200h三、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的工藝設(shè)計,有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選型,繪制精餾塔系統(tǒng)式藝流程圖和精餾塔裝配圖,編寫設(shè)計說明書.四、設(shè)計說明書內(nèi)容1 目錄2 概述(精餾基本原理)3 工藝計算4 結(jié)構(gòu)計算5 附屬裝置評價6 參考文獻7 對設(shè)計自我評價五、設(shè)計進度1 設(shè)計動員,下達設(shè)計任務(wù)書 0.5天2 搜集資料,閱讀教材,擬定設(shè)計進度 1天3 設(shè)計計算(包括電算,編寫說明書草稿) 3.5天4 繪圖 3天5 整理、抄寫說明書、設(shè)計小結(jié)2天6、 設(shè)計成績評分體系成績分為五檔:優(yōu)秀,良好,中等,及格,不及格

5、 評定方法 :圖紙40% 說明書40% 平時20%第1章 概要摘要：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，使混合物得到不斷分離，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，下段含進料板為提留段，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。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

6、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)高純度的分離時，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。關(guān)鍵詞：精餾塔 篩板塔 溢流一、板式塔類型 篩板塔是扎板塔的一種，內(nèi)裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。為克服篩板安裝水平要求過高的困難，發(fā)展了環(huán)流篩板；克服篩板在低負荷下出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，設(shè)計了板下帶盤的篩板；減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，制造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡臺代替進口堰，塔板上開設(shè)氣體導(dǎo)向縫的林德篩板。篩板塔普

7、遍用作H2S-H2O雙溫交換過程的冷、熱塔。應(yīng)用于蒸餾、吸收和除塵等。在工業(yè)上實際應(yīng)用的篩板塔中，兩相接觸不是泡沫狀態(tài)就是噴射狀態(tài)，很少采用鼓泡接觸狀態(tài)的。氣流壓降小、板上液面落差??；板效率高。篩板塔的主要優(yōu)點有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是： 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 操作彈性較小(約23)。 小孔篩板容易堵塞。二、精餾塔的設(shè)計步驟 我們在設(shè)計時需要選擇合理的工藝流程，對給定的操作條件選擇合適

8、的設(shè)備型式，包括工藝設(shè)計計算和設(shè)備計算，輔助設(shè)備的選型和制圖。本設(shè)計按以下幾個階段進行： 設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述。 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。 塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 抄寫說明書。 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。第2章 塔的工藝計算 本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。精餾是指由不同揮發(fā)度的組分所組成的混合液，在精餾塔中同時多次地進行部分氣化和部分

9、冷凝，使其分離成幾乎純態(tài)組分的過程。塔頂蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精餾高成婚度分離的充分必要條件。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故采用最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。一、物料衡算甲醇的摩爾質(zhì)量 MA=32 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 MB=18 kg/kmol = 30% =99%進料口甲醇摩爾分數(shù)： =0.194塔頂產(chǎn)品摩爾分數(shù)：=0.982平均摩爾質(zhì)量：原料處理量： F=總物料 F=D

10、+W甲醇的物料衡算 塔底產(chǎn)品流量：由 得塔底產(chǎn)品中乙醇的摩爾分數(shù)：表1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄名稱進料流率（kmol/h）進料百分比百分含量F100.570.194D19.770.982W80.80.001191.1最小回流比及操作回流比的確定最小回流比：甲醇的沸點：64.7水的沸點：100當溫度為64.7時：=61.518kpa, =22.233kpa 當溫度為100時： =180.302kpa, =74.131kpa，于是飽和液體進料，則q=1,即相平衡關(guān)系：故最小回流比：取R1.5Rmin1.53.139=4.7085精餾塔的氣、液相負荷L=RD=4.7085×19.77=93.08

11、7 kmol/hV=(R+1)D=(4.7085+1)×19.77=112.857 kmol/hL=L+F =93.087+100.57=193.657 kmol/hV= V =112.857 kmol/h1.2 精餾段和提餾段操作線的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：1.3 理論及實際塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的計算：（逐板計算法）若塔頂采用全凝器，從塔頂最上一層板（第1層板）上升的蒸汽進入冷凝器中恰好被全部冷凝，則塔頂餾出液組成及回流液組成均與第1層板的上升蒸汽組成相同，即為已知值。由于離開每層理論板的氣液兩相組成是互相平衡的，故可由用氣液平衡方程求得。由于從下一層（第2層）板

12、上升的蒸汽組成與符合精餾段操作關(guān)系，故用精餾段操作方程可由求得，即 以此類推：，由，知精餾段所需理論塔板數(shù)為7。此后改用提餾段操作線方程：， ， ， ，故提餾段理論塔板數(shù)為10。塔內(nèi)理論板數(shù)為17。進料在第8塊板。取全塔效率為0.52，則總板數(shù)為34，精餾段板書為14，提餾段板數(shù)為20（包括進料板）。1.4操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3kPa每層塔板壓降 P=0.7kPa進料板壓力 PF=101.3+0.7×17=113.2 kPa精餾段平均壓力 Pm=(101.3+113.2)/2=107.25 kPa塔釜板壓力 Pw=101.3+0.7×34=125.1 k

13、Pa提餾段平均壓力 1.5操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中甲醇、水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程如下：通過計算機程序處理得塔頂溫度 tD=66.04進料板溫度 tF=76.309塔底溫度 tW=99.871精餾段平均溫度 =(66.04+76.309)/2=71.1745提餾段平均溫度 = (76.309+99.871)/2=88.091.6平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由，MVDm=0.982×32+(1-0.982)×18=31.748kg/kmolMLDm=0.955×32+(1-0.955)×18

14、=31.37kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算，MVFm=0.377×32+(1-0.377)×18=23.278 kg/kmol MLFm=0.189×32+(1-0.189)×18=20.646 kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計算 ，MVWm=0.0029×32+(1-0.0029)×18=18.0406 kg/kmolMLWm=0.00112×32+(1-0.00112)×18=18.01568 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(31.748+23.278)/2=27.513 kg/kmolMLm=

15、(31.37+20.646)/2=26.008 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(23.278+18.0406)/2=20.6593 kg/kmolMLm=(20.646+18.01568)/2= 19.331 kg/kmol1.7平均密度計算（1）、精餾段平均密度A氣相平均密度計由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段=1.031提餾段=0.779B液相平均密度計算A、塔頂液相平均密度的計算由tD=66.04.查手冊得A=734.6kg/m3 B=979.938kg/m3得： B、進料板液相平均密度的計算由tF=76.309，查手冊得A=724.691 kg/m3 B=974.0146 kg

16、/m3得C、塔釡平均密度計算由 tF=99.871，查手冊得A=704.1161 kg/m3 B=958.489 kg/m3得精餾段液相平均密度為=809.6665提餾段液相平均密度為=881.35551.8液相平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算：A、塔頂液相平均表面張力的計算由tD=66.04，查手冊得A=16.6384 mN/m B=65.0372 mN/m得B、進料板液相平均表面張力的計算由tF=76.309,查手冊得A=15.4626 mN/m B=63.3064 mN/m得C、塔釡板液相平均表面張力的計算由tW=99.871,查手冊得A=12.8144 mN/m B=58.9

17、343 mN/m得精餾段液體表面平均張力：提餾段液體表面平均張力：1.9液體平均粘度計算液體平均黏度按下式計算：A、塔頂液相平均粘度的計算由tD=66.04，查手冊得A=0.2959 mP·s B=0.4313 mP·s =0.982×+0.0180.4313 解得=0.298mP·sB、進料板液相平均粘度的計算由tF=76.309,查手冊得A=0.282 mPs B=0.3738 mP·s =0.194 解得=0.354mP·sC、塔釜液相平均粘度由tW=99.871查手冊得A=0.2283 mP·s B=0.2828 m

18、P·s= 解得=0.283mP·s精餾段液體平均黏度：Lm=（0.298+0.354)/2=0.326提餾段液體平均黏度：Lm=(0.354+0.283)/2=0.3185二、塔徑的計算A精餾段精餾段汽相體積流率： 液相體積流率：塔徑的確定，需求，C由下式計算：由Smith圖查取。圖的橫坐標0.0167取塔板間距HT=0.46m,板上液層高度hL=0.06m,則 HThL0.460.06 0.40 mSmith圖得C20=0.0825=0.09267取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 則精餾塔塔徑按標準塔徑圓整后，塔截面積：實際空塔氣速為：安全系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符合設(shè)計要

19、求。B提餾段 提餾段氣相體積流率 塔徑的確定，需求，C由下式計算：由Smith圖查取。圖的橫坐標取塔板間距HT=0.46m,板上液層高度hL=0.06m,則 HThL0.460.06 0.40 m查smith圖，得C20=0.0851取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為： 則精餾塔塔徑按標準塔徑圓整后，塔截面積：實際空塔氣速為：三、精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=(14-1)×0.46=5.98m提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=(20-1)×0.46=8.74m在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m,塔釜與裙坐為2.0m，塔頂封頭為1.5。故

20、精餾塔的有效高度為Z=5.98+8.74+0.8+2.0+1.5=19.02四、塔板主要工藝尺寸的計算4.1溢流裝置計算因塔徑D=0.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹行受液盤。各項計算如下：A精餾段：（1）堰長lw 取lW=0.7D=0.7×0.8=0.56m（2）溢流堰高度hw因為hW=hL - hOW ,選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算，即 查下圖近似取E=1,則hOW =0.00869 m清夜高度 hL=0.060m故 hW=0.060-0.00869=0.05131mB提餾段：（1）堰長lw 取lW=0.7D=0.7×0.8=0.56m（2）

21、溢流堰高度hw因為hW=hL - hOW ,選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算，即 查下圖近似取E=1,則hOW =0.011m取板上清夜高度 hL=0.060m，故 hW=0.060-0.011=0.049m4.2弓形降液管寬度Wd和截面積 Af因為lw=0.56m，查弓形降液管參數(shù)圖得：Af/AT =0.0878 ，Wd / D =0.142所以，m依下式驗算液體在降液管中的停留時間：精餾段： ，故降液管設(shè)計合理。B、提餾段：，故降液管設(shè)計合理。4.3降液管底隙高度ho降液管底隙高度依下式計算：取則精餾段：hW-ho=0.05131-0.009587=0.041723m0

22、.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。提餾段：hW-ho=0.049-0.02634=0.02266m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。五、塔板布置5.1塔板的分塊 因為D=800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。 5.2邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：WS=0.04m邊緣區(qū)寬度：WC=0.03m 5.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算：其中 m m，故5.4篩孔計算及其排列 選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑=4.5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 篩子數(shù)目 開孔率 氣體通過篩孔的氣速 精餾段 提餾段 5.5塔板壓降 5.5.1干板阻力hc計算 由 查資料得干篩孔流量系數(shù)

23、為 液柱 液柱5.5.2 板上充氣液層阻力h1及hi計算 查資料附表圖 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖由F0=1.852 液柱， 液柱5.5.3 液體表面張力造成的阻力h0的計算 氣體通過每層塔板的液柱高度hp及hp的計算 液柱 液柱 氣體通過每層塔板的壓降Pp及Pp的計算 5.6液面落差 篩板塔液面落差很小，且本方案的塔徑及液流量均不大， 故可忽略面落差的影響。5.7液沫夾帶 液沫夾帶是ev與ev一般hf=2.5hc=2.50.051=0.1275 所以本設(shè)計中液沫夾帶在ev及ev的允許范圍內(nèi) 5.8漏液 對于篩板塔，漏液氣速u漏，u漏由下式計算得出 實際氣速 =24.68>10.57 穩(wěn)定系數(shù) 實際

24、氣速u0=24.52>11.68 穩(wěn)定系數(shù) 5.9液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度Hd及Hd應(yīng)服從下式 Hd<=(HT+hw) Hd<=(HT+hw) =0.5 液柱 液柱 而Hd=hp+hL+hd Hd=hp+hL+hd 板上不設(shè)進口堰 Hd=hp+hL+hd=0.088+0.06+0.001=0.149m液柱<0.19411 Hd=hp+hL+hd=0.07475+0.06+0.001=0.13575m液柱<0.199m 故在本設(shè)計中不含出現(xiàn)液泛現(xiàn)象第3章 操作性能負荷圖一、漏夜線（線1） 表2Ls(Ls)m2/s0.00050.00100.0015

25、0.0020Vs m3/s0.40540.41560.42410.4315Vs m3/s0.38170.39360.40320.4117二、霧沫夾帶線（線二） 整理的 整理得 表3Ls(Ls)m2/s0.00050.00100.00150.0020Vs m3/s1.95501.95251.94871.9423Vs m3/s1.78941.78441.77991.7754三、液相負荷下限線（線三）對于平直堰，取液上層高度 hDw=0.006m 作為最小液體負荷標準由下式得 取E=1同理得四、液相負荷上限線(線四)以=4s作為液體在降液管中停留時間的下 ，故 =0.0021m3/s五、液泛線(線五

26、)令 聯(lián)立得故同理： 故在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表4：Ls(Ls)m2/s0.00050.00100.00150.0020Vs m3/s2.49792.45132.39492.3251Vs m3/s2.79292.68552.52192.27736、 負荷性能圖第4章 塔的輔助設(shè)備的計算一、接管尺寸設(shè)計1.1進料管本設(shè)計采用直管進料管 取管內(nèi)流速u=1.6m/s 常溫進料 ，25溫度下=786.9kg.m3 =996.95kg/m3 查標準系列取，則管內(nèi)徑D=32mm進料管實際流速1.2 回流管 回流管采用直管回流管取uR=1.6m/s 根據(jù)GB/T17395-

27、2008選用規(guī)格為 則1.3 塔釜出料管取uw=1.6m/s， 查表取 1.4 塔頂蒸汽出料管 查表取1.5 塔釜進氣管查表取 1.6 法蘭 因為是常壓操作故采用進料管法蘭。二、筒體與封頭2.1 筒體壁厚選6mm 所用材質(zhì)為A3。 封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm,曲面高度375mm，直邊高度25mm，內(nèi)表面積2.2346,容積0.3977m，選取同樣DN=1400×6，(選自常用化工單元設(shè)備設(shè)計附表1(A)橢圓封頭尺寸與質(zhì)量(JB/T4729-94)2.2 除沫器 當空塔氣速較大帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不允許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體

28、夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選取系數(shù)k=0.107 除沫器直徑 2.3裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所用它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形，由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：DM=(800+216)-0.310=829 基礎(chǔ)環(huán)外徑：DM=(800+216)+0.310=835 圓整：Dbi=1600mm, Dbn=2200mm.基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取

29、18mm: 考慮到再沸器，裙座高度取3m(H2=3m)此角螺栓直徑取M302.4人孔 人孔是安裝和檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的位置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔出塔間距離大且人孔設(shè)備過少會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，塔中共34塊板，設(shè)置3個人孔，第,9塊和第10塊板之間設(shè)一塊，第18塊和第19塊板之間設(shè)一個，第27塊和第28塊板之間設(shè)一塊。每個孔直徑為290mm，人孔處的板間距取600mm，塔頂和塔釜各設(shè)一人孔，裙座上再開2個人孔，直徑為290mm，人孔伸入塔內(nèi)部與塔內(nèi)壁修平，其邊緣倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面及墊片用材與塔的接管法蘭相同。2.5進料段 進料板設(shè)置在9塊和10塊

30、之間，高度700mm2.6吊柱 塔徑D=800mm可選用吊柱250kg s=600mm L=3150mm H=900mm材料用A32.7塔的頂部空間高度 塔的頂部高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度設(shè)1200mm2.8塔的底部空間高度 塔的底部高度是指塔底最末一層塔盤到塔底封頭的切線距離，釜液停留時間取5min 2.9塔體高度 H=(n-nF-np-1)H+nFHr+np+Hp+H+HDH塔高，m； Hp沒人孔處的板面積間距，m；n實際塔板數(shù)； H 板間距，m；H裙座高度，m；Hp進料板處板間距，m； np人孔數(shù)； Hr塔底空間高度，m；HD塔頂空間高度。三、附屬裝置評價

31、3.1 冷凝器的選擇本設(shè)計取K=600w/(m2·)出料溫度64.6(飽和氣)-64.6(飽和液)64.6冷卻水：30-40，逆流操作t1=34.6 t2=24.6 傳熱面積在此溫度下查化工原理<第三版>附錄r甲=1200KJ/kg r水=2378KJ/kg 查表取=25×2.53.2 再沸器的選擇 選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)K=600W/(m2·) 料液溫度：99.6100 加熱體溫度120-120 逆流操作t=20 t2=20.4 同上 此溫度下r甲=1100KJ/kg r水=2400KJ/kg 查表選=25×2.5第5章 工藝流程圖自我評價從課程設(shè)計開始到現(xiàn)在已經(jīng)差不多快兩個星期了，在這段時間里，我感覺沒有課程的日子過的很快，從起初老師給我們下達了任務(wù)開始，就在積極的準備著，搜集各種資料，到圖書館借閱