10萬噸年粗苯加氫精制純苯塔設計

1、 本 科 畢 業(yè) 設 計 題 目10萬噸/年粗苯加氫精制純苯塔設計 系 別 化學工程系 專業(yè)班級 化學工程與工藝 學生姓名 指導教師 10萬噸/年粗苯加氫精制純苯塔設計 畢業(yè)設計共32頁圖紙共 2張說明書共30頁完成日期： 辯論日期： 摘 要本設計為粗苯的加氫精制純苯塔設計。本設計確定用溶劑萃取低溫加氫工藝作為工藝生產方法。整個設計主要包括產品介紹、國內外現(xiàn)狀及開展的介紹、工藝技術的介紹與比擬、工藝流程設計、精餾工藝和設備計算五局部內容。設計處理能力：10萬噸/年，一年按330天計算，即7920小時。最終產品苯的純度：苯99。通過對精餾塔設備計算出塔徑精餾段1.62m，提餾段1.63m，板間距

2、都為0.45m，共35塊塔板，總塔高20.55m。本次設計是在母老師指導下完成的設計實踐研究。同時利用畢業(yè)實習的時機，學習研究與課題有關的知識。通過實踐與理論相結合更好地完成最終設計。關鍵詞：粗苯；加氫；苯；甲苯目錄1總論11.1 設計指導思想和原那么11.2 設計的意義11.2.1 純苯11.2.2 甲苯11.2.3 二甲苯11.3 設計依據(jù)12 生產方法和工藝流程確實定12.1 工藝技術的比擬與選擇12.1.1 主要生產工藝技術簡介12.1.2 工藝技術的比擬12.1.3 本設計采用的方法22.2 工藝加氫催化劑及萃取劑的選擇22.2.1 加氫催化劑的選擇22.2.2 萃取溶劑的選擇23

3、工藝計算與設備選型33.1 系統(tǒng)物料衡算33.1.1 操作條件.63.1.2 原料粗苯處理量33.1.3 預精餾塔進出料33.2 純苯塔的設計計算43.2.1 純苯塔的作用43.2.2 操作條件43.2.3 物料衡算43.2.4 塔徑83.2.5 理論塔板數(shù)計算103.2.6 塔內件設計113.2.7 塔板流體力學驗算143.2.8 塔板負荷性能圖163.2.9 純苯塔熱量衡算193.2.10 常壓塔主要尺寸確定203.3 輔助設備設計和選型233.3.1再沸器.26 3.3.2 冷凝器.233.3.3 儲罐的選擇24致謝25參考文獻26附錄271 總論1.1 設計指導思想和原那么本設計以產出

4、高純度產品為原那么，力求符合經濟政策和技術指標，做到工藝上可靠，經濟上合理；同時力求技術先進，經濟效益最大化，環(huán)境污染最小化。1.2 設計的意義本設計產品有純苯、甲苯、二甲苯、非芳烴、重苯，其中最主要的產品是純苯、甲苯和二甲苯?，F(xiàn)將各種主要產品的重要作用介紹如下：1.2.1 純苯純苯是重要的化工原料，廣泛用作合成樹脂、合成纖維、合成橡膠、染料、醫(yī)藥、農藥的原料和有機溶劑。消費領域主要在化學工業(yè)，主要產品有苯乙烯、苯酚、己內酰胺等。在煉油行業(yè)中用作提高汽油辛烷值的摻和劑。1.2.2 甲苯甲苯是一種無色有芳香味的液體，廣泛應用于農藥、樹脂等行業(yè)，具有優(yōu)異的有機物溶解性能，是一種有廣泛用途的有機溶劑

5、。1.2.3 二甲苯二甲苯主要衍生物為對二甲苯，鄰二甲苯等。對二甲苯主要生產PTA以及聚酯等。鄰二甲苯主要用于生產苯酐等。1.3 設計依據(jù)與以石油為原料生產的石油苯相比，焦化苯加氫精制有著很大的利潤空間。根據(jù)設計任務，粗苯的年生產能力為10萬噸/年。全年生產時間為330天即7920小時，那么每小時的生產能力為：100000÷工藝設計原料粗苯要求：甲苯含量：78%，苯含量：18%，二甲苯：4%，冷卻水溫度：20。2 生產方法和工藝流程確實定2.1 工藝技術的比擬與選擇2.1.1 主要生產工藝技術簡介目前已工業(yè)化的粗苯加氫工藝有萊托(Litol)法、萃取蒸餾低溫加氫(K.K)法和溶劑萃取

6、低溫加氫法，第一種為高溫加氫，后兩種為低溫加氫。(1) Litol法粗苯加氫Litol工藝是典型的高溫催化加氫工藝，操作溫度為600-650左右。主要進行加氫脫除不飽和烴，另外還要進行脫硫、脫氮、脫氧的反響，對加氫油的處理可采用一般精餾方法，最終得到苯產品。2 萃取蒸餾低溫加氫(K.K)法和溶劑萃取低溫加氫法萃取蒸餾加氫(K.K法)和溶劑萃取低溫加氫工藝是低溫催化加氫的典型工藝，操作溫度為300-370，壓力2.5-3.0Mpa。主要進行加氫脫除不飽和烴，使之轉化為飽和烴；與高溫加氫類似，也要進行脫硫、脫氮、脫氧反響。由于在加氫的過程中加氫溫度低，所以一般不發(fā)生加氫裂解和脫烷基的深度加氫反響。

7、因此低溫加氫的產品有苯、甲苯、二甲苯。萃取蒸餾低溫加氫法可生產苯、甲苯、二甲苯，3種苯對原料中純組分的收率及總精制率設計值見表2-1：表2-1萃取蒸餾低溫加氫苯、甲苯、二甲苯收率及總精制率苯/%甲苯/%二甲苯/%總精制率/%98.12.1.2 工藝技術的比擬Litol法粗苯加氫工藝的加氫反響溫度、壓力較高，又存在氫腐蝕，對設備的材質、工藝、結構要求較高，設備制造難度大，只能生產1種產品，總精制率較低。與Litol法相比，萃取蒸餾低溫加氫方法和溶劑萃取低溫加氫方法的優(yōu)點是可以直接對粗苯進行精制，氫耗量較低，加氫反響溫度、壓力較低，設備制造難度不大，能耗也較少，能夠生產3種產品，生產操作更容易。制

8、氫工藝采用變壓吸附法，以甲醇為原料制氫，制氫工藝簡單，產品質量好。2.1.3 本設計采用的方法在本設計的預選加氫工藝中，低溫加氫工藝的加氫溫度、壓力較低，產品質量好，同時萃取蒸餾低溫加氫和溶劑萃取低溫加氫這兩種工藝是比擬成熟的工藝，已被廣泛運用，因此本設計采用低溫加氫精制工藝。萃取蒸餾低溫加氫法屬于中溫、中壓、不脫烷基的加氫技術，其操作溫度為340370、壓力為2.83.0MPa。所以，該工藝對加氫設備材質要求相應降低。萃取蒸餾低溫加氫法和溶劑萃取低溫加氫法同屬于低溫加氫法，兩者相比擬，前者工藝簡單，可直接對粗苯加氫精制，但在生產過程中容易發(fā)生結焦堵塞；與前者相比擬后者工藝較復雜，粗苯要先經過

9、精餾分成輕苯和重苯，然后才能對輕苯進行加氫精制，但該工藝所得產品質量較高。綜合考慮，本設計采用溶劑萃取低溫加氫工藝。2.2 工藝加氫催化劑及萃取劑的選擇2.2.1 加氫催化劑的選擇加氫系統(tǒng)的核心為選擇反響器中的催化劑，無論采取何種低溫加氫技術，催化劑一般都采用以A12O3為載體的Ni-Mo、Co-Mo系列金屬催化劑。裝填量主要和原料中全硫含量有關，由工藝計算核定。2.2.2 萃取溶劑的選擇目前在萃取工藝中應用最廣的溶劑有環(huán)丁砜和N-甲酰嗎啉，二者都可以很好地改變非芳烴和芳烴之間的相對揮發(fā)度，使芳烴的別離更容易，苯純度可以到達99.9以上，無毒、無腐蝕和化學穩(wěn)定性好，對設備和環(huán)境影響較小。采用環(huán)

10、丁砜氣液相萃取蒸餾工藝時，參加少量水作為助溶劑，以提高萃取的選擇性，參加單乙醇胺調節(jié)循環(huán)溶劑的pH值。由于使用N-甲酰嗎啉，使產品中含有少量溶劑，溶劑水解而使產品顯酸性，降低了產品的應用價值。綜合評價，本設計選用環(huán)丁砜。3 工藝計算與設備選型3.1 系統(tǒng)物料衡算本章開始對本設計進行工藝及設備計算，本設計根本流程見圖3-1。 圖3-1 物料衡算圖 3.1.1 操作條件生產能力：10萬噸/年(料液) 年工作日：330天原料中含有：苯 78% ，甲苯18% ，二甲苯4%3.1.2 原料粗苯處理量3.1.3 預精餾塔進出料從兩苯塔出來的BTXS經過加氫脫輕后直接進入預精餾塔，所以進入預精餾塔的流量就是

11、W1預精餾塔頂出料為BT, 其流量為：W2=W××預精餾塔塔底出料為XS，其流量為：W2=W-W23.2 純苯塔的設計計算 精餾工段主要有四個塔，即預精餾塔，萃取精餾塔，純苯塔，二甲苯塔。這里只對純苯塔進行計算。3.2.1 純苯塔的作用別離產品苯、甲苯、二甲苯使產品純度到達99wt，甲苯98wt%，二甲苯98wt%，在此目標下對該塔進行計算，尋找到達該別離要求的最正確操作條件。3.2.2 操作條件 具體工藝參數(shù)如下： 料液組成： 78% 苯，18%甲苯4%二甲苯質量分率，下同產品組成純苯塔)： 餾出液99%苯， 釜液1%苯 操作壓力：常壓塔頂：100.5 kPa 進料：10

12、1.3 kPa 塔底：133 kPa 進料溫度：泡點進料狀況：泡點加熱方式：間接蒸汽加熱3.2.3 物料衡算 全塔物料衡算 苯的摩爾質量：MA=78kg/kmol甲苯的摩爾質量：MB=92kg/kmol純苯塔的原料處理量：F=×kg/h原料中苯的質量分數(shù)：那么其摩爾分數(shù)為：塔頂產品苯的質量分數(shù)：=0.99 那么其摩爾分數(shù)為塔底產品甲苯的質量分數(shù)：=0.02 那么其摩爾分數(shù)為總物料衡算：F=D+W 苯的物料衡算：F×=D×+W× 聯(lián)立原料液的平均摩爾質量 kg/kmol塔頂產品的平均摩爾質量kg/kmol塔液產品的平均摩爾質量kg/kmol 溫度確實定An

13、toine方程1： lg=6.02232-1206.350/(t+220.237) lg=6.07826-1343.943/(t+219.377) 泡點方程：根據(jù)以上三個方程，運用試差法可求出,當 x=0.813 時，假設t=84 ，=Pa，=44.496 kPa 當 x=0.9 時，假設t=80 ，=100.524 kPa，=38.826 kPa 當 x2 時，假設t=120，=298.735 kPa，=131.29 kPa, t=84，既是進料口的溫度， t=80是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=120是釜液需被加熱的溫度。 平均相對揮發(fā)度：80時，苯的飽和蒸汽壓=100.524 kPa甲苯

14、的飽和蒸汽壓=38.826 kPa 120時，苯的飽和蒸汽壓=298.735 kPa 甲苯的飽和蒸汽壓=131.29 kPa,由=得：80時，80=120時，120=所以平均相對揮發(fā)度：= 最小回流比 Rmin由于泡點進料，那么xq= xfRmin= =回流比Rmin 根底數(shù)據(jù)整理=所以平衡方程為 Y1=xD1= <1> 精餾段液相平均溫度：(80+84)=82在平均溫度下查得 kg/m3， kg/m3液相平均密度為：其中，平均質量分數(shù)所以， =kg/m3精餾段的液相質量流量×精餾段的液相體積流量m33/s精餾段氣相質量流量 V(R+1)D× Kg/h， 平均壓

15、力：(101.3+100.5)=100.9 kPa,標準狀況下的體積：V0=m³/h操作狀況下的體積：m3/h氣體負荷：m3/s氣體密度： kg/m3<2> 提餾段平均溫度：(84+120)=102在平均溫度下查得 kg/m3，kg/m3液相平均密度為：其中，平均質量分數(shù)所以， =kg/m3 因為泡點進料，所以進料熱狀態(tài) q=1 所以，提餾段液相質量流量 ：L'L+qF=11597.39+1×提餾段液相體積流量m³³/h提餾段氣相質量流量 V'V-(1-q)F平均壓力：(101.3+133)=kPa標準狀況下的體積：m

16、9;/h 操作狀況下的體積：m³/h氣體負荷：m³/s氣體密度：kg/m³ 操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程3.2.4 塔徑本設計采用F1重閥浮閥塔，設全塔選用標準結構，板間距HT=0.45 m，溢流堰高hc m。 <1> 精餾段1求操作負荷系數(shù)C精餾段功能參數(shù)：塔板間有效高度H0=HT-HC=0.45-0.05=0.40m查斯密斯圖2得負荷系數(shù)：C20=0.067。又查得82時，苯N/m 甲苯的外表張力為：22.19 mN/m精餾段苯甲苯溶液的平均組成為：苯：()=wt那么含甲苯為：1-wt所以外表張力：=×× mN/m

17、 所以：C= C20 = 最大流速UmaxUmax= C =0.87 m/s空塔氣速u=0.7Umax=×0.7=0.609 m/s 求塔徑D D=m<2> 提餾段1求操作負荷系數(shù)C 提餾段功能參數(shù)：查斯密斯圖2得C20 =662又得102時，苯mN/m甲苯mN/m 提餾段苯甲苯混合平均組成：苯：2+)=甲苯：1-= 平均外表張力：=××=mN/m所以C= C20 652求提餾段U´maxmax= m/s空塔氣速= m/s3求塔徑=m對全塔，圓整后塔徑D=1800 mm塔截面積為 m2實際空塔氣速 m/s 3.2.5 理論塔板數(shù)計算 <

18、1> 求最小理論塔板數(shù)Nm：根椐芬斯克公式：Nm= = <2> 求實際理論板數(shù) 由 =0.146查吉利蘭圖3得：=0.49那么：=0.49所以：N<3> 進料板位置84時，84=所以精餾段的平均相對揮發(fā)度：所以：Nm，1= =那么：=0.49所以：<4> 實際板數(shù)全塔效率：60%所以實際板數(shù)為：=34.3塊=35塊實際精餾段板數(shù)：=12.7塊=13塊實際提餾段板數(shù)：Ne2=35-13=22塊3.2.6 塔內件設計 <1> 溢流堰設計塔板上的堰是為了保持塔板上有一定的清液層高度，假設過高那么霧沫夾帶嚴重，過低氣液接觸時間短，都會降低板效。根椐

19、經驗，取清液層高度hL，本設計選用單溢流弓形降液管，不設進口堰。堰長取Lw1800=1188mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液層高度how how=E 表3-1提餾段及精餾段計算結果精餾段提餾段溢流強度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i=12i=i=5-25適合要求適合要求 求E，由L/Lw查圖=9 堰上液層高度howhow=×122/3how=1.0292/3how152249堰高h153=347hw=圓整到h5h26 <2> 降液管設計Lw=1188mm，查閱?化工原理?(下)3，得到：=0.12，69Wd降液管弓形寬度mAf降液管弓形面積m2AT塔截面

20、積m2Wd=×=mAT=D2=(1.8)2=m2Af=.069=m2降液管容積與液體流量之比為液體在降液管中的停錙時間t，一般大于5S，即：t=精餾段：t=>5S提餾段：t=>5S故降液管底隙高度H0，對弓形降液管，管口面積等于底隙面積，即有：H0=，取，那么：精餾段：H0=m提餾段：H0=m <3>.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列： 塔板布置因D故塔板采用分塊板式塔板，查表3-2：表3-2塔徑與塔板分塊數(shù)塔徑/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分塊數(shù)3 4 56 得塔板分為五塊。 浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因子F0=10，計算

21、見表3-3：表3-3浮法數(shù)目計算結果精餾段提餾段U0=每層浮閥數(shù)245225取邊緣高度泡沫區(qū)寬度 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m,因塔板采用分塊式，各分塊板的支承與銜接也要占去一局部鼓區(qū)面積，因此排間距取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作圖。排得閥數(shù)250。排列方式見圖3-2。 圖3-2 浮閥孔排列圖排得閥數(shù)為250個，按N=250個重新?lián)Q算F，計算結果見表3-4：表3-4浮法動能因素計算結果精餾段提餾段U0=F0=U0閥孔動能因素變化不大，仍在9-12之間。塔板開孔率： 一般 1014，符合要求。3.2.

22、7 塔板流體力學驗算 <1> 氣相通過浮閥塔的壓降 Hp=Hc+Hl+H 干板阻力干板阻力計算結果見表3-5。表3-5干板阻力計算結果 精餾段 提餾段Uoc=m/sm/s因為U0>UocU0>Uoc29 板上充氣液層阻力。取充氣系數(shù)0 hl=1hL 液體外表張力所造成的阻力很小，可以忽略。 所以hp=hc+hL 對精餾段：hp=0.025+0.029=0.054 對提餾段：hp31=0.056<2> 淹塔 為防止淹塔，要求嚴格控制降流管中液層高度。 Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA 氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊航蹈叨萮p精餾段hp=0.056m 提餾

23、段hp7m B 液體通過降液管的壓頭損失。 因為不設進口堰： 精餾段：hd=0.153()2()274 提餾段：hd()2()2117 C 板上液層高度：hL 所以Hd=hp+hL+hd精餾段：Hd7434m提餾段：Hd=0.05+0.057117=m取=0.5 選定HT5 hw5那么：HT+hw×5+0.035=0.2425所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。<3> 霧沫夾帶。 泛點率按下二式計算泛點率=100% A泛點率=100% B板上液體流經長度:ZL=D-2Wd=1.8-20.216=板上泛液面積：Ab=AT-2Afm2苯甲苯系統(tǒng)屬無泡沫系統(tǒng)，物性系數(shù)K，查表得

24、 K1 表3-6泛點率計算結果CF CF CF由A式得%由B式得%由A、B算出的泛點率都小于70%，那么滿足霧沫夾帶evg液/kg氣的要求3.2.8 塔板負荷性能圖 <1> 霧沫夾帶線泛點率=對于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl，相對于的泛點率上限可確定，得V-L關系式，按泛點率=70%計算：精餾段： n+n=即：Vn=-Ln提餾段： 化簡得：826Vm+1.5667Lm=0.1397即：Vm=-m由上可知，霧沫夾帶線為直線。<2> 液泛線 (HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(HT+HW+0.153()2+(1+0

25、) HW+E()1/3因塔板結構一定，物系一定，那么HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可簡化為：精餾段：9=Vn2+Ln2+Ln2/3提餾段：99=Vm2+112Lm2+Lm2/3 此即常壓塔的泛點率。 <3> 液相負荷上限液體在降液管中停錙時間不低于5S為停留時間的上限。由=有：L=那么精餾段：Ln(max)=158 提餾段：Lm(max)=158 <4> 漏液線對F1重閥，以F0=5為規(guī)定氣體最小負荷由F0=U05，得U0由V=d0NU0=所以：精餾段：Vn(min)=2=0.668m3/s 提餾段：Vm(min)=2=0

26、.638m3/s<5> 液相負荷下限取板上液層高度，作為液相負荷下限條件。L(min)=精餾段：Ln(min)=提餾段：Lm(min)=常壓塔工藝計算至此全部結束，結算結果匯總見表3-7。表3-7常壓塔工藝計算結果匯總工程數(shù)值及說明備注塔徑D/mm1800板間距HT:m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板堰長Lw：m堰高Hw：m板上液層高度HL：m精餾段提餾段降液管底隙高度h0：m67344浮閥個數(shù)N:個250等腰三角形叉排閥孔氣速U0：m/S閥孔動能因素臨界閥孔氣速Uoc：m/S孔心距：m排間距：m單位壓降P：mH2O46降液管液體停留時間t：s降液管內流液層高度Hd：m3

27、4187泛點率%液相負荷上限Ls(max)：m3/s0.0158158霧沫夾帶控制液相負荷下限Ls(min)：m3/s 漏液線控制操作彈性3.2.9 純苯塔熱量衡算 塔底熱量衡算 塔底苯蒸汽的摩爾潛熱= 373 KJ/Kg， 塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱=361 KJ/Kg； 所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 =上升蒸汽量為: V(R+1)D所以再沸器的熱流量'=因為加熱蒸汽的潛熱= 2177.6 KJ/Kg (t=130)， 所以需要的加熱蒸汽的質量流量= 塔頂熱量衡算 塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱=379.3 KJ/Kg塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱=367.1 KJ/Kg所

28、以 塔 頂 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱= 精餾段上升蒸汽量為: V(R+1)D所以冷凝器的熱流量 Qc=V*rv= 因為水的定壓比熱容=4.174 KJ/(Kg.K)，冷卻水的進口溫度 t1=20，冷卻水的出口溫度 t2=70， 所以需要的冷卻水的質量流量 Gc= 3.2.10 常壓塔主要尺寸確定<1> 壁厚塔筒體選用Q235-A鋼為材料,由于是雙面焊接,焊接系數(shù)為0.85,查得480-120范圍內Q235-A鋼的需用應力為=113Mpa,那么筒體計算厚度操作壓力為P=101.325kPa,那么=1.07m,經圓整到標準厚度3mm考慮地震，風力，腐蝕，鋼板負偏差等因素需加上

29、厚度附加兩C，雙面腐蝕裕量取4mm,鋼板負偏差取0.22mm,由此得實際壁厚=7.22mm,綜合考慮,取10mm,型材為Q235-A標準鋼材。<2> 封頭采用標準橢圓封頭，材料為Q235-A鋼，壁厚與塔體相同，即：Sn=10mm，由于采用標準橢圓封頭，那么標準封頭形狀系數(shù)K=1，由計算得到=1400mm，選取h0=50mm圖3-3 標準橢圓封頭<3> 裙座以Q235-A鋼為裙座材料，壁厚為10mm，內徑等于塔內徑D=1800mm，高度為2m，裙座與簡體的連接采用對焊不校核強度。<4> 塔高設計精餾塔有效高度計算：Z =(Ne -1) HT=(35-1)開5個

30、人孔，開人孔處塔板間距增加為 0.7m,共有3人孔處于塔板間。塔兩端空間,上端頭留 m ，下端留 m, 所以，最后的塔體高為：15.3+1.5+3.0+0.7-0.45×3<5> 根底環(huán)設計根底環(huán)用Q235-A鋼，內徑取900mm，外徑為1500mm，根底環(huán)高取40mm，螺栓選用M36螺栓20顆。<6> 接管尺寸設計 塔頂蒸汽出口管塔頂上升蒸汽的體積流量：V=取適宜速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)5，規(guī)格：實際管內流速： 回流液進口管回流液體積流量 =利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)5

31、，規(guī)格：實際管內流速： 進料管進料液體密度為那么查得84時kg/m3 , kg/m3代人:所以：進料體積流量取適宜的輸送速度，故經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)5，規(guī)格：實際管內流速： 釜殘液出料管查得120時kg/m3 , kg/m3代人得釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管(YB231-64)5，規(guī)格：實際管內流速：3.3 輔助設備設計和選型3 再沸器 因為蒸汽溫度 ts=140，釜液進口溫度=110，釜液出口溫度=120， 所以傳質溫差因為傳質系數(shù) K1=300 W/m2/K， 所以傳質面積 3 冷凝器 因為蒸汽進口溫度 T1=100，蒸汽出口溫度 T2=80，冷卻水的進口溫度t1=25, 冷卻水的出口溫度 t2=