化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)課件

化工原理課程設(shè)計(jì)題目乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì).書 3.英文摘要前言 4.前言 4TOC\o"1-5"\h\z.精餾優(yōu)設(shè) 5.精餾化計(jì)算 5.設(shè)算結(jié)總 22.參考文獻(xiàn) 23.課設(shè)心得 23精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目乙醇一水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)條件.處理量：16000（噸/年）.料液濃度： 40 （wt%）.產(chǎn)品濃度： 92 （wt%）.易揮發(fā)組分回收率：99.99%.每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200小時(shí)/年.操作條件：①間接蒸汽加熱；②塔頂壓強(qiáng)：1.03atm（絕對(duì)壓強(qiáng)）③進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；三、設(shè)計(jì)任務(wù)a） 流程的確定與說(shuō)明；b）塔板和塔徑計(jì)算；c）塔盤結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡(jiǎn)圖；流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖。d）其它.加熱蒸汽消耗量；. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e）有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔裝配圖，編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書。乙醇一一水溶液連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)（某大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院）摘要：設(shè)計(jì)一座連續(xù)浮閥塔，通過(guò)對(duì)原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)，完成對(duì)乙醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計(jì)。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。(DepartmentofChemistry,UniversityofSouthChina,Hengyang421001 )Abstract:Thedesignofacontinuousdistillationvalvecolumn,inthematerial,productrequirementsandthemainphysicalparametersandtodeterminethesize,processdesignandselectionofequipmentanddesignresults,completionoftheethanol-waterdistillationprocessandequipmentdesigntheme.Keywords:rectificationcolumn,valvetower,accessoryequipmentoftherectificationcolumn.乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無(wú)水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)果簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)計(jì)算在常壓連續(xù)浮閥精餾塔中精餾乙醇一一水溶液，要求料液濃度為 35%,產(chǎn)品濃度為93%，易揮發(fā)組分回收率99%。年生產(chǎn)能力15000噸/年操作條件：①間接蒸汽加熱②塔頂壓強(qiáng)：1.03atm(絕對(duì)壓強(qiáng))③進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料精餾流程的確定乙醇一一水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后， 用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。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。工藝流程圖見圖二塔的物料衡算1.查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)⑴水和乙醇的物理性質(zhì)分子式相對(duì)

分子質(zhì)量密度20c沸點(diǎn)101.33kP比熱容(20℃分子式相對(duì)

分子質(zhì)量密度20c沸點(diǎn)101.33kP比熱容(20℃)Kg/(kg.黏度(20℃導(dǎo)熱系(20℃)表面張力oxio3kg/mmPa.s/(m.℃(20℃)N/m18.029981004.1831.0050.59972.8乙CHOH46.0醇mPa.s/(m.℃(20℃)N/m18.029981004.1831.0050.59972.8乙CHOH46.0醇25 7 78978.32.391.15 0.172 22.8⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表

⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表

常壓下乙醇一水系統(tǒng)tx|y數(shù)據(jù)如表1—6所不。沸點(diǎn)t/℃醇—水系統(tǒng)t-x乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)沸點(diǎn)t/℃醇—水系統(tǒng)t-x乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/℃y數(shù)據(jù) 乙醇摩爾數(shù)/%99.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.718281.380.6液相56.4458.7862.2299.999.899.7液相0.0530.510.77氣相0.0040.040.05氣相27.333.2442.0997.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對(duì)子量:46；水相分子量:1825℃的乙醇和水的混合液的表面力與乙醇度之的關(guān)系為o 20.0016331.34810. 4.31410_TOC\o"1-5"\h\z5 4 8 567.833642.9726x0.09604x x x x式中o 25℃的乙醇和水的混合液的表面力， N/m；x 乙醇量分?jǐn)?shù)，％。其他溫度下的表面力可利用下式求得 , 、oTT1.2=

1C2O2 TCT1式中o 溫度為的表面張；N/m；1 1。2 溫度為的表面力；N/m；tC——混合物的臨溫度，Tc=Zx.Tc.,K；x-——組i的摩爾數(shù)； °Tci 組i的臨溫度，K。2.料液及塔頂塔底品的摩爾數(shù)0.40/2.料液及塔頂塔底品的摩爾數(shù)0.40/46.07=0.2070.40/46.070.6/18.020.920.40/46.070.6/18.020.92/46.07=0.8180.92/46.070.08/18.020.0001/46.07=0.0000390.0001/46.070.9999/18.023.平均摩爾3.平均摩爾Mf=0.20746.07+(1-0.207) 18.02=23.8kg/kmolMd=0.81846.07+(1-0.818)18.02=40.96kg/kmolMw=0.00003946.07+(1-0.000039) 18.02=18.02kg/kmo|4.物料衡算3已知：F=1600010=93.37kmol/h720023.8總物料衡算 F=D+W=93.37易揮發(fā)組分物料衡算 0.818D+0.000039W=93.370.207=19.33聯(lián)立以上二式得：D=23.63kg/kmolW=69.74kg/kmol三塔板數(shù)的確定1.理論塔板數(shù)N的求取T⑴根據(jù)乙醇一一水氣液平衡表1-6,作圖⑵求最小回流比Rmin和操作回流比R。因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不正常的平衡曲線，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落

到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，如圖g點(diǎn)所示.此時(shí)恒濃區(qū)出現(xiàn)在g點(diǎn)附近，對(duì)應(yīng)的回流比為最小的回流比.最小回流比的求法是由點(diǎn)a(xD,xD)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求 Rmin因泡點(diǎn)進(jìn)料，在圖1中對(duì)角線上自點(diǎn)e（0.207,0.207）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.5330,xq=0.207,此時(shí)最小回①由于①由于此時(shí)乙醇一水系統(tǒng)的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a點(diǎn)（xD，xD）作平衡線的切線aq并延長(zhǎng)與y軸相交于c點(diǎn)，截距為0.25，即②當(dāng)最小回流②當(dāng)最小回流比為①時(shí)，比②還要小，已出現(xiàn)恒濃區(qū)，需要無(wú)窮多塊塔板才能達(dá)到 g點(diǎn)。所以對(duì)具有下凹部分平衡曲線點(diǎn)物系求 Rmin時(shí)，不能以平衡數(shù)據(jù)（yq，xq）代入圖1代入圖1M.T.圖解法求NT取操作回流比二:「Rmin=2-3由工藝條件決定R=2Rmin故取操作回流比R=4.6⑶求理論板數(shù)NT塔頂，進(jìn)料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓 p。口八組分‘飽和蒸氣壓/kpa、什業(yè)、［塔頂進(jìn)料cC 、塔底 水 44.286.1101.33 乙醇 W13 W8t5 2200 ①求平均相對(duì)揮發(fā)度塔頂P1013== =2.29進(jìn)料塔頂P1013== =2.29進(jìn)料DAP188.544.2=2.18986.1塔底加=2.17塔底101.33全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為aJaa

m=wdV2.1/X2.29aJaa

m=wdV2.1/X2.29=2.23ayaaV 人2.1892.29=2.24②理論板數(shù)NT由芬斯克方程式可知0.81810.0000390.000039 1=13.5l2.23③進(jìn)料板Nmin+4.62.3—： 。41R1由吉利蘭圖查的②理論板數(shù)NT由芬斯克方程式可知0.81810.0000390.000039 1=13.5l2.23③進(jìn)料板Nmin+4.62.3—： 。41R1由吉利蘭圖查的4.61N0.32min2+N13.5…丁 0.32T2N2T解得 N；=20.8（他括用沸器）「igx1 -Figmin前已經(jīng)查出igNmin20.320.818 10.2070.818 0.20712.52NTNTig2.242.520.322解得N=4.6故進(jìn)料板為從塔頂往下的第5層理論板即N=5F總理論板層數(shù)N=21（不包括再沸器）T進(jìn)料板位置 N=5F2、全塔效率 ET因?yàn)镋=0.17-0.6161gm

T根據(jù)塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進(jìn)料液相平均粘計(jì)劃經(jīng)濟(jì)為 ——=0.2070.32+（1-0.207） 0.3206=0.3204mE=0.17-0.6161g0.32=0.47T3、實(shí)際塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)： N613精ET10提餾段塔板數(shù)： N 9L220提一E—T四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算以精餾段為例:1、操作壓力為Pm塔頂壓力： PD=1.04+103.3=104.34若取每層塔板壓強(qiáng) P=0.7則進(jìn)料板壓力： P=104.34+13<0.7=113.4kpa精餾段平均操作壓力Pm=113.44104-34-108.89kpa22、溫度tm根據(jù)操作壓力，通過(guò)泡點(diǎn)方程及安托因方程可得塔頂 t=78.36CD進(jìn)料板 t=95.5CF=78的3二86.93C精 2m （3、平均摩爾質(zhì)量My。=o.825y。=o.8251

DM=0.83846.07+（1-0.838） 18.02=41.52kg/kmol VDM=0.82546.07+（1-0.825） 18.02=41.15kg/kmol⑵型料板:y=0.445FxF=0.102M=0.44546.07+（1-0.445） 18.02=30.50kg/kmolVFM=0.10246.07+（1-0.102） 18.02=20.88kg/kmol精餾段的平均摩爾質(zhì)量M=41.530.536.01kg/kmol

精V, 211

…=41.1520.88si.。。kg/kmol精L, 24、平均密度pm⑴液相密度.：L,m1ww--=--.--A BL,mL,A L,B塔頂:P~L,m0.930.075I塔頂:P~L,m0.930.075I 789972.5=796.7LmKg/m3進(jìn)料板上由進(jìn)料板液相組成Xa進(jìn)料板上由進(jìn)料板液相組成Xa=0,1020.10246.07 0.10246.07(1-0.102)18.02=0.2251PLF,m1PLF,m二796.7924.22—860.5=924.2 3LFm Kg/m,故精餾段平均液相密度 =796.7924.2_860.5K3lm精 2 —Kg/m,⑵氣相密度V,mPMVm精=RT -1.31Kg/m35、液體表面張力0mn=X

m一IIi1=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0mN/m=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20mN/mmF，6、液體粘度L,m_15.012.20m精 6、液體粘度L,m_15.012.20m精 98.59mN/m12n.二xJLm一,,一m

i1m=0.838x0.55+(1-0.838)x0.37=0.521mPa.s=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295mPa.s0.5210.2950.408mP.s以提餾段為例塔釜1、平均摩爾質(zhì)量塔釜xw=0.0039yxw=0.0039wXM=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42kg/kmolVwM=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12kg/kmolLw提餾段的平均摩爾質(zhì)量M=提V,M=提L,2、平均密度30.5019.42220.8818.12P2二24.96kg/kmol19.5kg/kmolL,A塔釜，由塔釜液相組成x=0.0039Aw=0.01A35.3831.01_ 0.00035=3600860.5m+Lwm=Lwm=961.5抬/m3—故提餾段平均液相密度961.5924.2942961.5924.2942.85Kg/m3⑵氣相密度V,mPMLm提 提RT113.4424.96--0.92Kg/m8.314(27398.01)精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V=(R+1)D=(2.32+1)15.25=50.63kmol/hV=VM精=50.63X36.01_S36001 36001.31V,m

精L=RD=2B215.25=35.38kmol/hLLML精=35-3831-01 0.00035s3600 3600860.5s L,m精提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V'=V=50.63kmol/hL’PV'MV提 33600V提=0.382ms=L+F=35.38+74.83=110.2kmol/hPL'MLs'3600"是=0-0006m3/sL,m

提塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算1塔徑首先考慮精餾段:參考有關(guān)資料，初選板音距H=0.45mT取板上液層高度h=0.07mL故HF-=0.45-0.07=0.38mL'TL0.00035 860.50.3751.31=0.0239查圖可得V

C=0.07520校核至物系表面張力為9.0mN/m時(shí)的C即14C=C200.2=0.075208.590.2=0.06420u=Clv=0.064 ^ ^ =1.64m/smax v : 1.31可取安全系數(shù)0.70,則u=0.70u=0.71.64=1.148m/smax故D==0.645m(!^^s\u按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為0.7m,則空塔氣速為0.975m/s2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精(N精-1)斗=(13-1)>0.45=5.4m提餾段有效高度為Z提=(N提一1)HT=(20-1)X0.45=8.55m在進(jìn)料孔上方在設(shè)一人孔，高為0.6m故精餾塔有效高度為：5.4+8.55+0.6=14.55m3溢流裝置采用單溢流、弓形降液管⑴堰長(zhǎng)l取堰長(zhǎng) l=0.75Dwl=0.750.7=0.525mw⑵出口堰高選用平直堰，h=hhwLow選用平直堰，h=hhwLow堰上液層高度2.84匚h=Eow1000LhLwh由下式計(jì)算ow2/3近似取E=1.03,則h=0.017ow15

故h=0.07-0.017=0.053mw⑶降液管的寬度Wd與降液管的面積Af1_ 查《化工設(shè)計(jì)手冊(cè)》由w0.750D得W=0.17,0=0.08d fDAT故W=0.17D=0.12A=0.08—d2=0.031m2d T 4.一— AH 停留時(shí)間 -fT=39.9s（＞5s 符合要求）Ls⑷降液管底隙高度hh=h-0.006=0.053-0.006=0.047mw3、塔板布置及浮閥數(shù)目擊者及排列取閥孔動(dòng)能因子 F=9孔速u=JF=、'9=8.07m1.31V,m浮閥數(shù)n=2Vso=￡S'5 =39（個(gè)）4d2u 40.03928.07取無(wú)效區(qū)寬度W=0.06mc安定區(qū)寬度開孔區(qū)面積R=故W=0.07ms71+ 2 2A2xR2 x安定區(qū)寬度開孔區(qū)面積R=故W=0.07ms71+ 2 2A2xR2 x22Dx=W=0.29m

+

c180R2sin（WWs）=0.16mIdJ- +2 2A=20.160.29 0.1620.29sin10.16=0.175m180 0.29浮閥排列方式采用等腰三角形叉排取同一磺排的孔心距a=75mm=0.075m估算排間距hh=0.175=0.06mh=0.153d板上液層高度h=0.153d板上液層高度wh=0.07m,得:L390.075八塔板流體力學(xué)校核1、氣相通過(guò)浮塔板的壓力降，由下式hhhh⑴干板阻力 h"5.34Vu=0.153 °.0003752=0.00002m0.5250.047=5.341-318.=0.153 °.0003752=0.00002m0.5250.047c2g2860.59.81柱Lo ￡o⑵液層阻力x取充氣系數(shù)數(shù)=0.5,有%Xh=h=0.50.07=0.035m液f柱TOC\o"1-5"\h\zL 二⑶液體表面張力所造成阻力X此項(xiàng)可以忽略不計(jì)。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為:h=0.027+0.035=0.062mp△三P xx常板壓降Phg=0.062860.59.81=523.4P(<0.7KP,符合設(shè)計(jì)要求)。

a aPpl<4>( +)2、淹塔=++為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合 HHhd Tw其中HhhhdpLd由前計(jì)算知 hP=0.061m,按下式計(jì)算h=0.062+0.07+0.00002=0.132md取=0.5,板間距今為0.45m,h=0.053m,有wHh=0.5(0.45+0.053)=0.252mTw由此可見：H<HThw，符合要求。

3、霧沫夾帶由下式可知ev<0.1kg液/kg氣3.26e3.26e=5.7x10, ue avaH—h\JTf=5.7106(0.375/(0.359-0.025)] =0.0693859103 0.452.50.07浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè)。IPV，1.36Ll1.36Ll

■一■1.36Lls sL泛點(diǎn)率= LV 100%KCA

xFbl=D-2Wd=0.7-20.12=0.46LA=AT-2bAf=0.3875-20.031=0.325式中A=AT-2bAf=0.3875-20.031=0.325式中l(wèi)——板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度L，m;A——板上液流面積，bC——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.126;泛點(diǎn)率= 860.51.311.00.1260.3225=36.2%(<80%, 符合要求)九塔板負(fù)荷性能圖按泛點(diǎn)率=80%按泛點(diǎn)率=80%計(jì)VKCAFb100%=80%0.801.310.80V 1.36L0.46s860.51.31 s1.00.1260.3255

將上式整理得0.039V+0.626Ls=0.0328sV與LS分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下表。 Q L/(m/s)L/(m/s)S0.000350.0008530.8350.827V/(m/s)0.8350.827S2、泛液線通過(guò)式H hh+h以及式h/dpld（H+h）=hpTw由此確定液泛線方程（H+h）=hpTw由此確定液泛線方程hL hd=hcP ++2￡410002(H+h)=uTw5.34v0=2gLS2

0.153(S) (1w03600Ls簡(jiǎn)化上式得V與L關(guān)系如下ssV20.718S05.52127.0S8L2/3S計(jì)算數(shù)據(jù)如下表。L/(m3/h)0.00035 0.00055 0.00065 0.00085S

3V/(m/h)0.8215 0.8139 0.8105 0.8040S3、液相負(fù)荷上限線 二 二.求出上限液體流量L值(常數(shù))s以降液管內(nèi)停留時(shí)間一=5s一則 人”0.03950.45fT _ 3L 0.00356m/ss,max4、漏夜線對(duì)于F型重閥，i由F0u0 V5，計(jì)算得1971d2n407Td240則V0.78520.03940 30.209m/s1.315、液相負(fù)荷下限線去堰上液層高度h=0.006mow r p3_根據(jù)how計(jì)算式求Ls的下限值284LTOC\o"1-5"\h\zE 0.0061000 jminw取E=1.03_ 3Lmin0.00028m/ss經(jīng)過(guò)以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負(fù)荷性能圖劃出。 如V,m一4 3L一4 3L10,m/sSs，求出操作彈性K,即/20K=V——K=V——s,maxV0630=300.209s,min十精餾塔的主要附屬設(shè)備1冷凝器（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，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(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20c的水Q=qmi「i Q=qm2r2Q-單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或Wqm1,qm2—熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;r1,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kgr1=600kJ/kg r2=775kJ/kg qm1=0.153kg/sQ=qm1r1=0.153x600000=91800J/sQ=qm2r2=775000qm2=91800???qm2=0.12kg/s傳熱面積：—Q—A=QKtm _ _ _=21.22/℃-2=21.22/℃-2t= _78.3屋40m1n(一)3020K取700W?m八一91800 - 。A= 62m270021.26.2m2再沸器（1）再沸器的選擇：釜式再沸器對(duì)直徑較大的塔，一般將再沸器置于踏外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。21

其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優(yōu)點(diǎn)是氣化率高，可大80%以上。(2)加熱蒸汽消耗量Q=qm111 Q=qm2r2Q-單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或Wqm1,qm2—熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;r1,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg???r1=2257kJ/kg r2=1333kJ/kg qm2=0.43kg/s:.Q=qm2rl=0.43x1333=573.2kJ/s=2257qm1???蒸汽消耗量qm1為0.254kg/s 項(xiàng)目 項(xiàng)目 數(shù)值 1平均溫度tm,℃86.932平均壓力Pm，kPa