甲醇-水精餾塔化工原理課程設(shè)計(jì)

1、常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì)南京工業(yè)大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 陳獻(xiàn)富 班級(jí)、學(xué)號(hào) 化工070313 指導(dǎo)教師姓名 劉曉勤、王曉東 課程設(shè)計(jì)時(shí)間2010年6月14日-2010年6月25日 課程設(shè)計(jì)成績(jī)百分制權(quán)重設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)、計(jì)算書(shū)及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力、設(shè)計(jì)過(guò)程表現(xiàn)、設(shè)計(jì)答辯及回答問(wèn)題情況，30%設(shè)計(jì)最終成績(jī)（五級(jí)分制） 指導(dǎo)教師簽字 化學(xué)化工學(xué)院課程名稱(chēng) 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)題目 常壓甲醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 周佳佳 專(zhuān)業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí)學(xué)號(hào) 1001090605 設(shè)計(jì)日期 2010 年 6 月 14 日至 2009 年 6

2、 月 25日設(shè)計(jì)條件及任務(wù)：設(shè)計(jì)體系：甲醇水體系設(shè)計(jì)條件：進(jìn)料量：F= 200 kmol/h進(jìn)料濃度：ZF= 0.35 （摩爾量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料狀態(tài)：q= 1.08 操作條件：塔頂壓強(qiáng)為4kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，采用3kgf/cm2(表壓)水蒸汽全塔效率：ET = 52%分離要求：XD= 0.995（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；XW= 0.002（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；回流比：R/Rmin =1.6 指導(dǎo)教師 劉曉勤、王曉東 2010年6月11日 目錄緒論11.精餾簡(jiǎn)介12.塔設(shè)備簡(jiǎn)介13.體系介紹14.設(shè)計(jì)要求1第一節(jié) 概述11.1精餾操求作

3、對(duì)塔設(shè)備的要求11.2板式塔類(lèi)型11.2.1篩板塔11.2.2浮閥塔11.2.3泡罩塔11.3設(shè)計(jì)單元操作方案簡(jiǎn)介11.4精餾塔的設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介11.4.1 篩板塔設(shè)計(jì)須知11.4.2 篩板塔的設(shè)計(jì)程序1第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的初步確定12.1操作條件的確定12.1.1操作壓力12.1.2進(jìn)料狀態(tài)12.1.3加熱方式12.1.4冷卻劑與出口溫度12.1.5回流比12.1.6熱能的利用12.2確定設(shè)計(jì)方案的原則12.3操作流程簡(jiǎn)圖1第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數(shù)計(jì)算13.1 物料衡算與操作線(xiàn)方程13.2 理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定13.2.1理論板數(shù)的計(jì)算13.2.1實(shí)際板數(shù)的確定13.3操作壓強(qiáng)的計(jì)算

4、13.4操作溫度的計(jì)算13.5塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算13.5.1密度及流量13.5.2液相表面張力的確定：13.5.3液體平均粘度計(jì)算1第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算14.1塔的有效高度和板間距的初選14.1.1塔有效高度14.2 塔徑1第五節(jié) 板式塔的結(jié)構(gòu)15.1 塔的總體結(jié)構(gòu)15.2 總塔高度15.2.1塔頂空間HD15.2.2塔底空間15.2.3整體塔高15.2.4人孔數(shù)15.3 塔板結(jié)構(gòu)15.3.1溢流裝置15.3.2弓形降液管寬度Wd和面積Af15.3.3降液管底隙高度15.3.4塔板布置及篩孔數(shù)目與排列15.4.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)15.4.1塔板壓降15.4.2液

5、面落差15.4.3液沫夾帶15.4.4漏液15.4.5液泛15.5.塔板負(fù)荷性能圖15.5.1漏液線(xiàn)15.5.2液沫夾帶線(xiàn)15.5.3液相負(fù)荷下限線(xiàn)15.5.4液相負(fù)荷上限線(xiàn)15.5.5液泛線(xiàn)15.5.6操作彈性1第六節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總1第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備17.1 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型17.1.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）17.1.2進(jìn)料預(yù)熱器17.2 再沸器17.3 管件17.3.1塔釜?dú)堃撼隽瞎?7.3.2塔頂回流液管17.3.4塔釜再沸器蒸汽進(jìn)口管17.3.5塔頂蒸汽進(jìn)冷凝器進(jìn)口管17.3.6塔頂冷凝水管17.4冷凝水泵的選擇17.5除沫器17.6裙座1附表11、常壓下甲醇-水

6、氣液平衡組成與溫度關(guān)系12、理論塔板數(shù)計(jì)算（MATLAB程序）：13、進(jìn)料、塔頂及塔釜溫度組成的插值計(jì)算（MATLAB程序）14、史密斯關(guān)聯(lián)圖1參考文獻(xiàn)及設(shè)計(jì)手冊(cè)1設(shè)計(jì)感想1感謝140緒論1.精餾簡(jiǎn)介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是一種屬于傳質(zhì)分離的單元操作。廣泛應(yīng)用于煉油、化工、輕工等領(lǐng)域。蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同（或沸點(diǎn)不同）來(lái)實(shí)現(xiàn)分離目的。以本設(shè)計(jì)所選取的甲醇-水體系為例，加熱甲醇（沸點(diǎn)64.5）和水（沸點(diǎn)100.0）的混合物時(shí),由于甲醇的沸點(diǎn)較低（即揮發(fā)度較高）,所以甲醇易從液相中汽化出來(lái)。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可

7、得到甲醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進(jìn)行多次汽化及冷凝過(guò)程，即可將甲醇和水分離。經(jīng)過(guò)多次部分汽化部分冷凝，最終在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)精餾設(shè)備中，使部分汽化的液相與部分冷凝的氣相直接接觸，以進(jìn)行氣液相際傳質(zhì)，結(jié)果是氣相中的難揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入液相，液相中的易揮發(fā)組分部分轉(zhuǎn)入氣相，也即同時(shí)實(shí)現(xiàn)了液相的部分汽化和氣相的部分冷凝。蒸餾按操作可分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分?jǐn)?shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組

8、分精餾，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機(jī)合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。本設(shè)計(jì)著重討論常壓下甲醇-水雙組分體系精餾。2.塔設(shè)備簡(jiǎn)介塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量踏板，氣體以鼓泡活噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過(guò)程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過(guò)程。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大

9、；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料消耗少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿(mǎn)足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過(guò)緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。3.體系介紹本設(shè)計(jì)的體系為甲醇-水體系。101.

10、325kPa下，甲醇水體系汽液平衡數(shù)據(jù)如下：溫度t()液相組成x氣相組成y溫度t()液相組成x氣相組成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.7注：x、y分別為氣液兩相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)4.設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)條件：體系：甲醇-水體系 已知：進(jìn)料量F=200 kmol/h進(jìn)料濃度ZF= 0.35（摩爾分?jǐn)?shù)）進(jìn)料狀態(tài)：q 1.08 操作條件：塔頂壓強(qiáng)為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7k

11、Pa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度t12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱全塔效率ET = 52%分離要求： XD= 0.995（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；XW= 0.002（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）； R/Rmin =1.6 。第一節(jié) 概述1.1精餾操求作對(duì)塔設(shè)備的要求工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料消耗少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。1.2板式塔類(lèi)型塔設(shè)備大致可以分為兩類(lèi)，一類(lèi)是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一類(lèi)是無(wú)降液管塔板，

12、如傳流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。1.2.1篩板塔篩板塔板簡(jiǎn)稱(chēng)篩板，結(jié)構(gòu)持點(diǎn)為塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板(孔徑為38mm)和大孔徑篩板(孔徑為1025mm)兩類(lèi)。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔板的造價(jià)可減少40%左右；安裝容易

13、，也便于清理檢修。但其缺點(diǎn)是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。值得說(shuō)明的是，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降。然而近年來(lái)，由于設(shè)計(jì)和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。綜合考慮利弊，對(duì)于甲醇-水體系，本設(shè)計(jì)選用篩板塔。1.2.2浮閥塔浮閥廣泛應(yīng)用于精餾、吸收和解析等過(guò)程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開(kāi)孔上裝有可浮動(dòng)懂得浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可以根據(jù)氣流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性大，分離效率高，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單。1.

14、2.3泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要構(gòu)件是泡罩、升氣管及降液管。泡罩的種類(lèi)很多，國(guó)內(nèi)用較多的是圓形泡罩。泡罩的主要優(yōu)點(diǎn)是操作彈性較大，液氣比范圍大，適用于多種介質(zhì)，操作穩(wěn)定可靠；但其結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修不方便，氣相壓降較大。現(xiàn)雖已為新型塔板取代，但鑒于其某些優(yōu)點(diǎn)，仍有使用。1.3設(shè)計(jì)單元操作方案簡(jiǎn)介 蒸餾過(guò)程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應(yīng)采用連續(xù)精餾過(guò)程。蒸餾是通過(guò)物料在塔內(nèi)的多次部

15、分氣化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準(zhǔn)確控制回流比。本設(shè)計(jì)中采用全凝器。1.4精餾塔的設(shè)計(jì)簡(jiǎn)介1.4.1 篩板塔設(shè)計(jì)須知（1）篩板塔設(shè)計(jì)是在有關(guān)工藝計(jì)算已完成的基礎(chǔ)上進(jìn)行的。對(duì)于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進(jìn)行設(shè)計(jì)，并可將該設(shè)計(jì)結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進(jìn)行設(shè)計(jì)；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進(jìn)行設(shè)計(jì)。這樣計(jì)算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。 （2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔

16、段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對(duì)篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進(jìn)塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設(shè)置擋板。只有當(dāng)不同塔段的塔徑相差較大時(shí)才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。1.4.2 篩板塔的設(shè)計(jì)程序 確定設(shè)計(jì)方案； 平衡級(jí)計(jì)算和理論塔板的確定； 塔板的選擇； 實(shí)際板數(shù)的確定； 塔體流體力學(xué)計(jì)算； 管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型； 撰寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)和繪圖。第二節(jié) 設(shè)計(jì)方案的初步確定2.1操作條件的確定2.1.1操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問(wèn)題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)綜合考慮，一般有下列原則： 壓力增加可

17、提高塔的處理能力，但會(huì)增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費(fèi)用增加；壓力增加，組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費(fèi)用或設(shè)備費(fèi)用增加。因此如果在常壓下操作時(shí)，塔頂蒸汽可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸汽時(shí)，應(yīng)對(duì)低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進(jìn)行比較后，確定適宜的操作方式。 考慮利用較高溫度的蒸汽冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問(wèn)題和設(shè)備費(fèi)用的增加，可以使用加壓操作。 真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費(fèi)用增加。綜合

18、考慮以上因素本設(shè)計(jì)采用常壓精餾。2.1.2進(jìn)料狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進(jìn)塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據(jù)設(shè)計(jì)要求，選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，q1。2.1.3加熱方式精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于甲醇-水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計(jì)應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間

19、接水蒸汽加熱。2.1.4冷卻劑與出口溫度本設(shè)計(jì)中采用的冷卻劑為深井水，深井水水溫較江河水水溫穩(wěn)定（如：南京地區(qū)深井水水溫常年維持在12），易于操作條件的控制。冷卻水出口溫度過(guò)高，則冷卻效果不佳；反之，如果溫度過(guò)低，冷卻水用量較大，增加了成本。綜合考慮這兩方面因素，本設(shè)計(jì)的冷卻水出口溫度選為：302.1.5回流比選擇回流比主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用最低。實(shí)際操作的R必須大于Rmin，但并無(wú)上限限制。選定操作R時(shí)應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢(shì)必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費(fèi)用增大。若R值過(guò)大，即氣液流

20、量過(guò)大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費(fèi)用與回流比之間的關(guān)系如右圖所示。總費(fèi)用最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R值稱(chēng)為最佳回流比。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟(jì)核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。本設(shè)計(jì)綜合考慮以上原則，選用：R1.6Rmin。2.1.6熱能的利用精餾過(guò)程的熱效率很低，進(jìn)入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸汽溫度提高，提高了溫度的蒸汽再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時(shí)，塔頂蒸汽冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸汽可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐

21、產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時(shí)，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來(lái)的影響。本設(shè)計(jì)中的熱能利用主要有兩方面：一、塔頂冷卻水的熱量，通過(guò)水介質(zhì)導(dǎo)出，可用周邊生活區(qū)的供暖；二、塔釜?dú)堃簻囟容^高，可用于進(jìn)料的預(yù)熱。2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則總的原則是盡可能多地采用先進(jìn)的技術(shù)，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)。 滿(mǎn)足工藝和操作的要求    所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計(jì)的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量

22、的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)和控制生產(chǎn)過(guò)程。 滿(mǎn)足經(jīng)濟(jì)上的要求     要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘?duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用有影響，減少冷卻水用量，操作費(fèi)用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡可能低一些。 保證生產(chǎn)安全   生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車(chē)間的電器均應(yīng)為防爆產(chǎn)

23、品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。2.3操作流程簡(jiǎn)圖第三節(jié) 板式精餾塔的工藝參數(shù)計(jì)算3.1 物料衡算與操作線(xiàn)方程3.1.1物料衡算已知進(jìn)料量F200kmol/h，進(jìn)料組成XF0.35（摩爾分率），進(jìn)料q1.08設(shè)計(jì)要求：XD0.995（質(zhì)量分率），Xw=0.002（質(zhì)量分率）將物料的質(zhì)量分率轉(zhuǎn)化為摩爾分率：質(zhì)量分率摩爾分率XD0.9950.9911Xw0.0020.0011衡算方程 ： 3.1.2 q線(xiàn)方程因?yàn)閄F0.35 q1q線(xiàn)方程為：x0.35讀圖可知平衡線(xiàn)和q線(xiàn)交點(diǎn)為:xe=0.2325，ye=0.6993.1.3Rmin和R的確定R=1.6Rm

24、in=1.6×0.8371=1.33933.1.4精餾段操作線(xiàn)方程精餾段操作線(xiàn)方程： 3.1.5精餾段和提餾段氣液流量D70.48kmol/h R1.3393精餾段：LRD94.39kmol/h V（R1）D164.87kmol/h提餾段：LLqF94.39+200=294.39kmol/h VV（1q）FV164.87kmol/h3.1.6提餾段操作線(xiàn)方程提餾段操作線(xiàn)方程：3.2 理論塔板數(shù)的計(jì)算與實(shí)際板數(shù)的確定3.2.1理論板數(shù)的計(jì)算由于塔釜?dú)堃旱臐舛容^低，而塔頂產(chǎn)品的濃度較高，故不適宜用作圖法求解理論板數(shù)。本設(shè)計(jì)采用逐板計(jì)算的方法求解。（1）精餾段理論板數(shù)由上而下逐板計(jì)算，自x

25、0=0.9911開(kāi)始到xi首次越過(guò)xf=0.2325時(shí)為止。x0=0.9911,y1=0.9911x1=0.9788,y1=0.9911x1=0.9788,y2=0.9841x2=0.9621,y2=0.9841x2=0.9621,y3=0.9745x3=0.9393,y3=0.9745x3=0.9393,y4=0.9615x4=0.9082,y4=0.9615x4=0.9082,y5=0.9437精餾段操作線(xiàn)方程平衡關(guān)系x5=0.8662,y5=0.9437x5=0.8662,y6=0.9196x6=0.8104,y6=0.9196x6=0.8104,y7=0.8877x7=0.7390,y

26、7=0.8877x7=0.7390,y8=0.8468x8=0.6484,y8=0.8468x8=0.6484,y9=0.7949x9=0.5341,y9=0.7949x9=0.5341,y10=0.7295x10=0.4009,y10=0.7295x10=0.4009,y11=0.6532x11=0.2842,y11=0.6532因x11<xf,故第11塊為加料板，精餾段共有10塊理論版。（1）提餾段理論板數(shù)由上而下逐板計(jì)算，自x11=0.2842開(kāi)始到xi首次越過(guò)xw=0.0011時(shí)為止。x11=0.2842,y12=0.5067x12=0.1434,y12=0.5067x12=0.

27、1434,y13=0.2551提餾段操作線(xiàn)方程平衡關(guān)系x13=0.0463,y13=0.2551x13=0.0463,y14=0.0818x14=0.0113,y14=0.0818x14=0.0113,y15=0.0194x15=0.0025,y15=0.0194x15=0.0025,y16=0.0036x16=0.0004,y16=0.0036因x16<xw ，所以理論板數(shù)不足16塊。塔釜相當(dāng)于一塊理論板。提餾段理論板數(shù)=15-11+（x15-xw）/(x15-x16)-1=3.68 塊（不含塔釜）總理論板數(shù)=11+3.68=14.68 塊（不含塔釜）（理論板數(shù)計(jì)算由MATLAB完成，

28、詳細(xì)程序見(jiàn)附表）3.2.1實(shí)際板數(shù)的確定平均相對(duì)揮發(fā)度=5.5 平均黏度為L(zhǎng)=0.33mPa·s由奧肯奈爾（Oconnell）關(guān)聯(lián)圖的ET=0.49N精=11/0.49=23塊N提=3.68/0.49=8塊NPN精+N提23+8=31塊實(shí)際塔板數(shù)為31塊3.3操作壓強(qiáng)的計(jì)算本設(shè)計(jì)采用常壓精餾根據(jù)設(shè)計(jì)要求，相關(guān)計(jì)算如下：塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa 單板壓降P=0.7kPa進(jìn)料板壓力pF=105.3+0.7×22=120.7kPa塔底壓力pw=105.3+0.7×31=127.0kPa精餾段平均壓力pm=(105.3+120.7)/2=113.0k

29、Pa提餾段平均壓力pm' =(120.7+127.0)/2=123.9kPa3.4操作溫度的計(jì)算通過(guò)“t-x-y”數(shù)據(jù)進(jìn)行插值計(jì)算得：泡點(diǎn)進(jìn)料：xF0.35 進(jìn)料板溫度tF=76.58塔頂溫度：tD=64.51塔底溫度：tW=99.78精餾段平均溫度tm=(76.58+64.51)/2=70.55提餾段平均溫度tm'=(99.78+76.58)/2=88.18（以上溫度的插值計(jì)算由MATLAB完成，詳細(xì)程序見(jiàn)附表。）常壓下甲醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系溫度t()液相組成x氣相組成y溫度t()液相組成x氣相組成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.

30、040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.73.5塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計(jì)算3.5.1密度及流量設(shè)甲醇為a，水為b甲醇分子量為：32.04kg/kmol 水的分子量為：18.01 kg/kmol （1）精餾段精餾段平均溫度70.55由t-x-y數(shù)據(jù)插值計(jì)算得：xa0.6348，ya0.8407查表得：kg/m3，kg/m3液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=26.92 kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1

31、-ya) Mb=29.81kg/kmol液相密度： （液相視為正規(guī)溶液）氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量：氣相流量：（2）提餾段提餾段平均溫度：88.18由t-x-y數(shù)據(jù)插值計(jì)算得：xa0.0937，ya0.4021查表得：=727.01，=966.48液相平均分子量：Ml=xaMa+(1-xa) Mb=19.32kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 23.65kg/kmol液相密度： （液相視為正規(guī)溶液）氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： （以上溫度的插值計(jì)算由MATLAB完成，詳細(xì)程序見(jiàn)附表。）3.5.2液相表面張力的確定：塔頂液相表

32、面張力=64.51,查得：=16.81, =66.60=17.25 進(jìn)料板液相表面張力tF=76.58, =15.43, =64.42=47.27塔底液相表面張力tw=99.78，=12.82，=60.04=59.99精餾段平均液相表面張力提餾段平均液相表面張力3.5.3液體平均粘度計(jì)算塔頂液體粘度:=64.51,=0.3289,=0.4497同理,進(jìn)料板液體=0.3450塔底液體=0.2886精餾段平均液相粘度(+)/2=0.3374提餾段平均液相粘度(+)/2=0.3168第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算4.1塔的有效高度和板間距的初選4.1.1塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔

33、頂開(kāi)始每隔7塊板開(kāi)一個(gè)人孔，其直徑為0.6米,開(kāi)人孔的兩塊板間距取0.7米所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×31/7=1mZ=Z精+Z提+1.0=9.9+3.15+1.0=14.06m4.2 塔徑4.2.1精餾段欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 u安全系數(shù)×umax 功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度h1=0.06m，那么分離空間：-h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于m/su=0.7=0.7×2.23=1.56取 D=1.2m塔截面積：實(shí)際空塔氣速：4.2.2提餾段功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度h1=0.06m，那么

34、分離空間：-h1=0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于u=0.7=0.7×3.19=2.23圓整?。?D'=0.8m < D所以其D'=D=1.2m塔截面積：空塔氣速：第五節(jié) 板式塔的結(jié)構(gòu)5.1 塔的總體結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。5.2 總塔高度5.2.1塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共為1.32m5.2.2塔底空間塔底儲(chǔ)液高度依停留5min而定m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開(kāi)一個(gè)直徑為0.6米的人孔1+0.456=1.456m5.2.3整

35、體塔高5.2.4人孔數(shù)塔頂和塔底各設(shè)1人孔，中間每7塊塔板設(shè)1人孔，總計(jì)6個(gè)人孔。5.3 塔板結(jié)構(gòu)5.3.1溢流裝置單溢流在塔徑小于2.2m的塔中廣泛使用，本設(shè)計(jì)中的塔徑為1.2m，所以選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進(jìn)口堰,采用凹形受液盤(pán)。5.3.1.1堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng)lw0.66D=0.792m5.3.1.2出口堰高h(yuǎn)whwhLhow 其中 近似取E1，得how=0.00721m ，how= 0.0112m hw取0.05m hw'取0.05m實(shí)際5.3.2弓形降液管寬度Wd和面積Af 查圖知:Af/AT=0.072 Wd/D=0.13 精餾段： 驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間停留時(shí)間>

36、;5s 故降液管尺寸可用。提餾段：停留時(shí)間>5s 故降液管尺寸可用。5.3.3降液管底隙高度h0=hw-0.006=0.05-0.006=0.044m > 0.025m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度取0.06m5.3.4塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.3.4.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分塊，查表塔板分為3塊。5.3.4.2邊緣區(qū)寬度確定取m5.3.4.3開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算Aa=2xr2-x2+180r2sin-1xr r=D/2-Wc x=D/2-Wd-Ws精餾段：x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m，r=0.6-0.05=0.55m，=0.754提

37、餾段：x=0.6-(0.156+0.07)=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m ，=0.7545.3.4.4篩孔計(jì)算及其排列物系無(wú)腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑 。篩孔按正三角形排列(如右圖所示)，取孔中心距t為開(kāi)孔率為=0.907精餾段：篩孔數(shù)目：個(gè)氣體通過(guò)閥孔的氣速:提餾段 篩孔數(shù)目n為個(gè)5.4.篩板的力學(xué)檢驗(yàn)5.4.1塔板壓降5.4.1.1干板阻力計(jì)算由/=1.67查圖得=0.772因?yàn)殚_(kāi)孔率<15%，所以：精餾段= 0.051（v/l）×（uo/co）2=0.051×(1.179/794.14)×(15.21/0.772)=0.

38、0294m液柱提餾段= 0.051（v/l）×（uo/co）2=0.051×(0.975/919.43)×(17.68/0.772)=0.0193m液柱5.4.1.2氣體通過(guò)液層的阻力hl計(jì)算精餾段:ua=Vs/(AT-2Af)=1.179/(1.131-2×0.08143)=1.218m/s =ua=1.32查表得=0.61hl=(hw+how)=0.61×0.0572=0.0349m（液柱）提餾段ua=Vs/(AT-2Af)=1.1109/(1.131-2×0.08143)=1.147m/s =ua=1.13 查表得=0.64hl

39、='(h+h')=0.64×0.0611=0.0392m（液柱）5.4.1.3液體表面張力的阻力計(jì)算精餾段=液柱提餾段=液柱5.4.1.4氣體通過(guò)每層塔板的壓降P=gh 精餾段=0.0294+0.0349+0.00331=0.0676m液柱P精=精ghp=794.14×9.81×0.0677=527Pa提餾段=0.0193+0.0392+0.00476=0.0634m液柱P提=提ghp=919.43×9.81×0.0634=571Pa全塔平均每塊塔板上的壓降：P=（22×P精+9×P提）/31=540Pa=0

40、.54kPa<0.7kPa所以單板壓降符合要求。5.4.2液面落差對(duì)于D1.6m的篩板，液面落差可以忽略不計(jì)。5.4.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段: 提餾段:, 本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求. 5.4.4漏液篩板塔,漏液點(diǎn)氣速=帶入數(shù)據(jù)得：精餾段m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/uo,min=15.2/8.7=1.75提餾段m/s穩(wěn)定系數(shù)K=u0/u0,min=14.6/9.7=1.51穩(wěn)定系數(shù)均在1.52之間，符合要求，無(wú)明顯液漏。5.4.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd()對(duì)于設(shè)計(jì)中的甲醇-水體系=0.5, Hd0.5=0.25m由于板上不設(shè)進(jìn)

41、口堰精餾段m液柱提餾段所以不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象5.5.塔板負(fù)荷性能圖5.5.1漏液線(xiàn)由= 得：精餾段：=得=提餾段：得=5.5.2液沫夾帶線(xiàn)以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由精餾段：， 整理得提餾段：， 整理得5.5.3液相負(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式計(jì)算:精餾段 提餾段 5.5.4液相負(fù)荷上限線(xiàn)以=4s作為液體在降液管中停留的下限，得：精餾段： 提餾段：5.5.5液泛線(xiàn)Hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段5.5.6操作彈性由以上各線(xiàn)的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。精餾段：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的

42、操作范圍內(nèi)，作出操作線(xiàn)圖中（1）線(xiàn)為漏液線(xiàn)，（2）線(xiàn)為霧沫夾帶線(xiàn)，（3）線(xiàn)為液相下限線(xiàn)，（4）線(xiàn)為液相上限線(xiàn)，（5）為液泛線(xiàn)，A點(diǎn)為操作點(diǎn)，所在線(xiàn)為操作線(xiàn)由圖，故精餾段操作彈性為/=3.36提餾段：根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線(xiàn)圖中（1）線(xiàn)為漏液線(xiàn)，（2）線(xiàn)為霧沫夾帶線(xiàn)，（3）線(xiàn)為液相下限線(xiàn)，（4）線(xiàn)為液相上限線(xiàn)，（5）為液泛線(xiàn)，A點(diǎn)為操作點(diǎn)，所在線(xiàn)為操作線(xiàn)由圖，故提餾段操作彈性為/=4精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。第六節(jié) 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及符號(hào)匯總表參數(shù)符號(hào)參數(shù)名稱(chēng)精餾段提餾段T m ()平均溫度70.5588.18P m

43、(kpa)平均壓力113.0123.9M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)29.8119.32M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量23.6523.65lm (kg/m3)液相平均密度794.14919.43vm (kg/ m3)氣相平均密度1.1790.975m (mN/m)液體平均表面張力32.2653.63m (mPa·s)液體平均粘度0.33740.3168Vs(m3/s)氣相流量1.1581.1109Ls (m3/s)液相流量0.0008890.00172N實(shí)際塔板數(shù)229Z( m)有效段高度9.453.6D(m)塔徑1.21.2H T(m)板間距0.450.45 (

44、m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) W (m)堰長(zhǎng)0.7920.792h W (m)堰高0.050.05hl (m)板上液層高度0.05720.00572h OW (m)堰上液層高度0.00720.0072h O (m)降液管底隙高度0.0440.044W d (m)降液管寬度0.1560.156W s (m)安定區(qū)寬度0.070.07W c (m)邊緣區(qū)高度0.050.05Aa (m2)有效傳質(zhì)面積0.7540.754A T (m2)塔橫截面積1.1311.131A f (m2)降液區(qū)面積0.081430.08143A O(m2)篩孔面積0.0

45、7620.0762d O(m)篩孔直徑0.0050.005T(m)孔中心距0.0150.015N篩孔數(shù)目38703870(%)開(kāi)孔率10.110.1u(m/s)空塔氣速1.020.982安全系數(shù)0.70.7u O(m/s)篩孔氣速15.2114.58K穩(wěn)定系數(shù)1.751.51H c(m液柱)干板阻力0.02940.0193H l(m液柱)液體有效阻力Hl0.03490.0392H(m液柱)液體表面張力阻力0.003310.00476H p(m液柱)總阻力0.06760.0634P(Pa)每層塔板壓降527571 (s)停留時(shí)間41.221.3ev (kg液/kg干氣)液沫夾帶量0.01450.

46、00943液泛合格合格漏液合格合格E液流收縮系數(shù)1.041.05C O孔流系數(shù)0.7720.772液層充氣系數(shù)0.610.64相對(duì)泡沫密度0.50.5第七節(jié) 精餾裝置的附屬設(shè)備7.1 管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型7.1.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式，換熱器水平放置。7.1.1.1估計(jì)換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=64.51冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.9911,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.92KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為38，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下（kg/m3）Cp(KJ/k.)Pa·s(w/(m.)水99

47、6.954.1990.27×10-50.6078a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”取K=1000W/(m2.) 傳熱面積的估計(jì)值為：安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2×42.1=50.5m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s采用四管程換熱器管數(shù)：個(gè)管長(zhǎng)：取管心距殼體直徑取800mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計(jì)算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱(chēng)直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱(chēng)壓力 PN/（MPa）1.6管子長(zhǎng)l/m3管程數(shù)Np4管數(shù)n/根188殼程數(shù)Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管

48、程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=15殼內(nèi)流體流速 <15m/s流速符合要求。當(dāng)量直徑 7.1.1.2計(jì)算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005, Ft=1.4查得摩擦系數(shù)=0.022 符合一般要求殼程流體阻力 Re=937>500，故管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0P0=1934+5157*1.0*1=7091Pa<10kPa 符合一般要求。故管殼程壓力損失均符合要求7.1.1.3計(jì)算傳熱系數(shù)管程對(duì)流給熱系數(shù)Re>10000Pr=Cpc=4.19

49、*103*90.27*10-50.5887=6.42 =0.023=4364.7 W/(m2·)殼程對(duì)流有相變，給熱系數(shù)較大，在計(jì)算熱阻時(shí)，殼程對(duì)流熱阻可不計(jì)。計(jì)算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準(zhǔn) 則K=1.2kW/(m2.)計(jì)算傳熱面積 A=m2所選換熱器實(shí)際面積為A=n=44.3m2裕度所選換熱器合適7.1.2進(jìn)料預(yù)熱器查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩爾分?jǐn)?shù) xF=0.35根據(jù)上式可知：Cpc=2.48×0.35+4.138×0.65=3.56kJ/(kgK)設(shè)加

50、熱原料溫度由20到76.58 考慮到5%的熱損失后在熱量利用中，本設(shè)計(jì)方案提出用塔釜?dú)堃侯A(yù)熱進(jìn)料。xw=0.0011,tw=99.78近似為純水來(lái)計(jì)算：W=129.52kmol/hGw=W×M/3600=0.648kg/s設(shè)溫度由99.78降到80：因而，盡依靠塔釜?dú)堃翰蛔阋蕴峁┻M(jìn)料預(yù)熱所需的熱量。設(shè)使用塔釜?dú)堃合葘⑦M(jìn)料y由20預(yù)熱至t1t1<Qw/(GCpc)+20=53.6/(1.273×3.56)+20=31.8考慮到熱損失，故可利用塔釜?dú)堃簩⑦M(jìn)料由20先預(yù)熱至30，然后采用壓強(qiáng)為0.4MPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為143.6，冷凝溫度至143.6，采用逆流加熱。查得:143.6時(shí)，飽和水蒸氣h=2737.6kJ/kg, v=0.4622m3/kg；飽和水h=604.7kJ/kg蒸汽用量為：Gv=Q'hv-hl=2112737.6-604.7=0.099kg/s=356.1kg/h vv=Gvv=0.099*0.4622=0.0458m3/s=164m3/h選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計(jì)算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實(shí)際=3.0/0.8=3.75m2 7.2 再沸器計(jì)算熱負(fù)荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.