廢丙酮溶媒回收過程填料精餾塔設(shè)計(jì)

1、 目 錄一、前言.3 1.1課題的來源及背景.3 1.2 課題的意義.3 1.3精餾塔的選擇依據(jù).4 1.3.1選擇填料塔的依據(jù).4 1.3.2選擇金屬環(huán)矩鞍填料的依據(jù).4二、工藝設(shè)計(jì)要求.52.1進(jìn)料要求.52.2分離要求.52.3液體分布器設(shè)計(jì)要求.52.4接管管徑設(shè)計(jì)要求.52.5塔頂冷凝設(shè)計(jì)要求.52.6塔釜再沸器設(shè)計(jì)要求.52.7填料層設(shè)計(jì)要求.5三、工藝過程設(shè)計(jì)計(jì)算.63.1物料衡算.6 3.1.1原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率.6 3.1.2原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.6 3.1.3物料恒算.6 3.1.4原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量流率.6 3.1.5物料恒算表.7

2、3.2精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算.73.2.1操作溫度.73.2.2塔徑計(jì)算.10 3.2.2.1計(jì)算最小回流比及理論板數(shù).10 3.2.2.2計(jì)算精餾段和提餾段的物性參數(shù).14 3.2.2.3采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速及塔徑.16 3.2.2.4圓整塔徑后驗(yàn)算.17 3.2.3塔高計(jì)算.18 3.2.3.1填料層高度.18 3.2.3.2填料層高度校核.18 3.2.4壓降計(jì)算.19 3.2.4.1精餾段填料層壓降.19 3.2.4.2提餾段填料層壓降.19 3.2.4.3填料層高度和壓降匯總.19 3.2.5液體分布器計(jì)算.19 3.2.5.1液體分布器的選型.19 3.2.5.3孔流速計(jì)算.2

3、0 3.2.5.4布液計(jì)算.20 3.2.5.5布液器設(shè)計(jì).20 3.2.6接管管徑計(jì)算.20 3.2.6.1進(jìn)料管管徑的計(jì)算.20 3.2.6.2 進(jìn)氣管管徑的計(jì)算.20 3.2.6.3出氣管管徑的計(jì)算.21 3.2.6.4 回流管管徑的計(jì)算.21 3.2.6.5 出液管管徑的計(jì)算.21 3.2.6.6接管管徑計(jì)算結(jié)果.213.3冷凝器與再沸器計(jì)算與選型223.3.1冷凝器.22 3.3.1.1冷凝器換熱面積計(jì)算.22 3.3.1.2冷凝器的選型.22 3.3.1.3總傳熱系數(shù)的核算.22 3.3.1.4冷凝水用量計(jì)算.223.3.2再沸器.22 3.3.2.1再沸器換熱面積計(jì)算.22 3.

4、3.2.2再沸器的選型 .23 3.3.2.3總傳熱系數(shù)的核算.23 3.3.2.4再沸量計(jì)算.234、 問題討論.244.1理論板和恒摩爾流假定的說明.244.2回流比的確定.244.3塔徑的確定.24 4.4填料層高度的確定.24 4.5精餾塔操作溫度的確定.24 4.6再沸器和冷凝器的熱量衡算及選型.24五、填料精餾塔設(shè)計(jì)條件圖.25六、廢丙酮溶媒回收過程工藝流程圖 .25附錄一附錄二一、 前 言1.1課題的來源及背景廢丙酮溶媒來自于抗生素類藥物“鹽酸四環(huán)素”的生產(chǎn)過程，在二次操作中用丙酮來溶解和洗滌粗晶體，再通過結(jié)晶和過濾，得到產(chǎn)品鹽酸四環(huán)素晶體和廢丙酮溶媒。在廢丙酮溶媒中，丙酮含量頗

5、高，占到75%，而水占25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），故可以通過精餾操作來回收丙酮以重復(fù)利用?！胞}酸四環(huán)素”的生產(chǎn)過程如下圖所示：1.2 課題的意義廢液中由于含有大量丙酮，不能直接排放到環(huán)境中，如果進(jìn)行丙酮回收，既可以降低鹽酸四環(huán)素的生產(chǎn)成本，又能使廢水排放達(dá)到生產(chǎn)要求，達(dá)到保護(hù)環(huán)境、可持續(xù)發(fā)展的目的。這樣做，不但具有很好的經(jīng)濟(jì)效益，而且可以獲得可觀的經(jīng)濟(jì)效益和社會(huì)效益，可謂是一舉多得。因此，將廢丙酮回收，降低排放廢水中的丙酮含量，是一個(gè)很重要的課題。1.3精餾塔的選擇依據(jù) 1.3.1選擇填料塔的依據(jù)塔設(shè)備按其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為兩類：板式塔和填料塔。板式塔為逐板接觸式汽液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi)沿塔高度裝有若干

6、層塔板，液體靠重力作用由頂部主板流向塔釜，并在各塊板面上形成流動(dòng)的液層，氣體靠壓強(qiáng)差推動(dòng)，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂。氣液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級(jí)接觸，兩相組成沿塔高呈階梯式變化。它具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、安裝方便、壓降低，操作彈性大，持液量小等優(yōu)點(diǎn)。同時(shí)也有投資費(fèi)用較高，填料易堵塞等缺點(diǎn)。而填料塔則在塔體內(nèi)裝填填料，液體由上而下流動(dòng)中在填料上分布匯合，氣體則在填料縫隙中向上流動(dòng)，塔內(nèi)兩相濃度沿塔高連續(xù)變化。與板式塔相比，其基本特點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓力降小，持液量小，操作彈性大，傳質(zhì)效率高，便于采用耐腐蝕材料制造等，對(duì)于熱敏性及容易發(fā)泡的物料，更顯出其優(yōu)越性。過去，填料塔多推薦用于0

7、.6-0.7m以下的塔徑。近年來，隨著高效新型填料和其他高性能塔內(nèi)件的開發(fā)，以及人們對(duì)填料流體力學(xué)、放大效應(yīng)及傳質(zhì)機(jī)理的深入研究，使填料塔技術(shù)得到了迅速發(fā)展。本設(shè)計(jì)目的是分離丙酮-水混合液，故而采用填料精餾塔。 1.3.2選擇金屬環(huán)矩鞍填料的依據(jù)塔填料是填料塔中氣液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，填料塔的選擇是填料塔設(shè)計(jì)的重要環(huán)節(jié)。填料類型有很多，根據(jù)裝填方式的不同，可分為散裝填料和規(guī)整填料兩大類。散裝填料根據(jù)特點(diǎn)不同，又可分為拉西環(huán)填料、鮑爾環(huán)填料、階梯環(huán)填料及弧鞍填料、矩鞍填料、環(huán)矩鞍填料等。這次設(shè)計(jì)使用的是金屬環(huán)矩鞍填料。 該填料將環(huán)形填料和鞍形填料兩者

8、的優(yōu)點(diǎn)集中于一體，既減少了填料層內(nèi)滯液死區(qū)，又提高了傳質(zhì)效率，保持了良好的機(jī)械強(qiáng)度，故而，金屬環(huán)矩鞍填料是散裝填料中應(yīng)用較多，性能優(yōu)良的一種填料。二、 工藝設(shè)計(jì)要求2.1 進(jìn)料要求 進(jìn)料采用飽和液體進(jìn)料，廢丙酮溶媒的處理量為每天 10 噸（每天按24小時(shí)計(jì)）。其中原料液的組成為：組分組成（質(zhì)量%）丙酮75水252.2 分離要求 產(chǎn)品中水分含量0.2%（質(zhì)量%） 殘液中丙酮含量0.5%（質(zhì)量%）2.3 液體分布器設(shè)計(jì)要求 管式液體分布器 液位高度取 小孔孔徑取 d=3mm孔流系數(shù)取 C0=0.62.4 接管管徑設(shè)計(jì)要求 要求氣速流量控制在1015 m/s，液體流量控制在0.51.0 m/s，計(jì)算

9、完管徑后要圓整為標(biāo)準(zhǔn)管。2.5 塔頂冷凝器設(shè)計(jì)要求 冷凝器采用冷卻水作為冷流體冷卻水進(jìn)口溫度：25冷卻水溫升：610總傳熱系數(shù)：K=400W/( m2)2.6 塔釜再沸器設(shè)計(jì)要求 再沸器采用飽和水蒸氣作為加熱介質(zhì)加熱蒸汽：0.3MPa 飽和水蒸氣總傳熱系數(shù)：K=300W/( m2)熱損失：20%30%2.7 填料層設(shè)計(jì)要求 填料層分段高度 h=8D三、 工藝過程設(shè)計(jì)計(jì)算3.1物料恒算 3.1.1原料液及塔頂產(chǎn)品、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率 丙酮的摩爾分率： xF=0.4821xD=0.9936xW=0.0016 3.1.2原料液及塔頂產(chǎn)品、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 進(jìn)料：MF=0.482158.08+（

10、1-0.4821）18.02=37.3329 g/mol 精餾段：MD=0.993658.08+（1-0.9936）18.02=57.8236g/mol 提餾段：MW=0.001658.08+（1-0.0016）18.02=18.0841 g/mol 3.1.3物料恒算F=11.1608kmol/h 由物料衡算得： F=D+W F xF=D xD+ W xW解得： D= 5.4060 kmol/h W=5.7548 kmol/h3.1.4原料液及塔頂產(chǎn)品、塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量流率 3.1.5物料衡算表表1.物料衡算表流股流量質(zhì)量分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)kg/hkmol/h丙酮水丙酮水F416.666711.16

11、080.750.250.48210.5179D312.59445.40600.9980.0020.99360.0064W104.07045.75480.0050.9950.00160.99843.2精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算3.2.1操作溫度由設(shè)計(jì)要求可知，該精餾塔為常壓操作，操作壓力為101.325kPa，即760mmHg柱，所以求出操作溫度即可。而操作溫度包括：塔頂溫度tD，進(jìn)料溫度tF，以及塔釜溫度tW，可以用試差法求出。計(jì)算過程如下：A. 塔頂溫度tD的計(jì)算： 假設(shè)T0=330K，根據(jù)安托尼方程：式中：飽和蒸汽壓，mmHg T溫度，K。其中安托尼常數(shù)：表2.丙酮和水的安東尼系數(shù)表ABC丙酮16.6

12、5132940.4635.93水18.30363816.4446.13（丙酮記為1組分，水記為2組分） 可得： 由于： 且： （其中y1=xD=0.9936） 則： 同理: 則 故 假設(shè)不成立。計(jì)算結(jié)果歸總于下表：表3.塔頂溫度迭代運(yùn)算初值表T/K330T/56.85lnP106.6521 lnP204.8593 P10/mmHg774.4214 P20/mmHg128.9309 k11.0190 k20.1696 y10.9936y20.0064x10.9751 x20.0377 |1-x1-x2|0.0128 故再假設(shè)T0，方法同上，直至，則假設(shè)成立。 利用Excel軟件的單變量求解功能，

13、計(jì)算得T0=330.36 K，計(jì)算過程如下：表4.塔頂溫度迭代運(yùn)算終值表T/K330.36T/57.21lnP106.6643lnP204.8763P10/mmHg783.9476 P20/mmHg131.1452 k11.0315 k20.1726 y10.9936y20.0064x10.9633 x20.0371 |1-x1-x2|0.0004 所以，塔頂溫度TD=330. 36 KB. 進(jìn)料溫度tF的計(jì)算假設(shè)T=345 K，方法同上可得：表5.進(jìn)料溫度迭代運(yùn)算初值表T/K345T/71.85lnP107.1374 lnP205.5340 P10/mmHg1258.2573P20/mmHg

14、253.1633 k11.6555 k20.3331 x10.4821x20.5179y10.7981 y20.1725 |1-y1-y2|0.0294 即： P10 = 1258.2573 mmHg k1 = P10 / P = 1.6555 y1 = x1 k1 = 0.7981 ( 其中x1 = xF = 0.4821 ) 同理， y2 = x2 k2 = 0.1725 ( 其中x2 = 1- xF )則|1-y1-y2|= 0.0294 0.0005 故 假設(shè)不成立。 故再假設(shè)T0，方法同上，直至，則假設(shè)成立。 利用Excel軟件的單變量求解功能，計(jì)算得T0=345.91 K，計(jì)算過程

15、如下：表6.進(jìn)料溫度迭代運(yùn)算終值表T/K345.91T/72.76lnP107.1653 lnP205.5728 P10/mmHg1293.7926 P20/mmHg263.1693 k11.7024 k20.3463 x10.4821x20.5179y10.8207 y20.1793 |1-y1-y2|0.0000 所以，進(jìn)料溫度TF=345.91 KC. 塔釜溫度tW的計(jì)算 假設(shè)T=373 K，方法同上可得 （其中x1=xW，x2=1-xW）：表7.塔釜溫度迭代運(yùn)算初值表T/K373T/99.85lnP107.9277 lnP206.6279 P10/mmHg2773.0732 P20/m

16、mHg755.8840 k13.6488 k20.9946 x10.0016x20.9984y10.0058 y20.9930 |1-y1-y2|0.0012 即： P10 = 2773.0732 mmHg k1 = P10 / P = 3.6488 y1 = x1 k1 = 0.0058 ( 其中x1 = xW = 0.0016 ) 同理， y2 = x2 k2 = 0.0.9930 ( 其中x2 = 1- xW )則|1-y1-y2|= 0.0012 0.0005 故 假設(shè)不成立。 故再假設(shè)T0，方法同上，直至，則假設(shè)成立。 利用Excel軟件的單變量求解功能，計(jì)算得T0=373.02 K

17、，計(jì)算過程如下：表8.塔釜溫度迭代運(yùn)算終值表T/K373.02T/99.87lnP107.9282 lnP206.6286 P10/mmHg2774.5088 P20/mmHg756.4242 k13.6507 k20.9953 x10.0016x20.9984y10.0058 y20.9937 |1-y1-y2|0.0005所以，塔釜溫度TW=373.02 K3.2.2塔徑計(jì)算 3.2.2.1計(jì)算最小回流比及理論板數(shù)表9.常壓下丙酮-水氣液平衡數(shù)據(jù)丙酮摩爾分?jǐn)?shù)氣相y丙酮摩爾分?jǐn)?shù)液相x丙酮摩爾分?jǐn)?shù)氣相y丙酮摩爾分?jǐn)?shù)液相x0.0000 0.0000 0.8000 0.1965 0.0500 0.

18、0087 0.8200 0.3554 0.1000 0.0094 0.8400 0.5012 0.1500 0.0124 0.8600 0.7012 0.2000 0.0136 0.8800 0.7652 0.2500 0.0178 0.9000 0.8215 0.3000 0.0187 0.9100 0.8526 0.3500 0.0200 0.9200 0.8785 0.4000 0.0212 0.9300 0.9011 0.4500 0.0293 0.9400 0.9163 0.5000 0.0324 0.9500 0.9321 0.5500 0.0378 0.9600 0.9483 0

19、.6000 0.0501 0.9700 0.9602 0.6500 0.0693 0.9800 0.9730 0.7000 0.0894 0.9900 0.9855 0.7500 0.1275 1.0000 1.0000 由上表數(shù)據(jù)繪制的常壓下丙酮-水氣液平衡曲線，見下圖： 圖1.丙酮-水氣液相平衡線 在上取點(diǎn)即點(diǎn)(0.9936,0.9936)，過該點(diǎn)作丙酮-水氣液平衡曲線的切線，得到切點(diǎn)坐標(biāo)為q(0.9483,0.9600)，即 最小回流比：根據(jù)設(shè)計(jì)要求，取最小回流比=2.87的1.2倍 操作回流比：精餾段操作曲線： 取即點(diǎn) (0.9936,0.9936) 與點(diǎn)（0,0.2233）做一條直線

20、，即為精餾段方程。 q線方程：因進(jìn)料方式為飽和液體進(jìn)料，所以q=1。過點(diǎn)(xF,xF) 即(0.4823,0.4823)作一條豎直線，即得q線方程。提餾段操作曲線：其中 則提餾段操作曲線的方程為： 即 各操作線如下所示：圖2.丙酮-水氣液相平衡曲線圖 梯形圖法求理論塔板數(shù)：圖3梯形圖法求理論塔板數(shù)1圖4梯形圖法求理論塔板數(shù)2圖5梯形圖法求理論塔板數(shù)3綜上所述，得出結(jié)論：理論塔板數(shù)：23（不含再沸器） 精餾段：20 提鎦段：3（不含再沸器） 加料板：第21塊再沸器：第24塊3.2.2.2計(jì)算精餾段和提餾段的物性參數(shù)表10.丙酮和水在塔頂和塔底條件下的密度表（kg/m3)狀態(tài)tF=72.760Ct

21、D=57.210CtW=99.870C水氣相g0.22140.11540.5956液相l(xiāng)976.17984.57958.47丙酮液相l(xiāng)729.1748.1695.4表11.丙酮和水在塔頂和塔底條件下的黏度數(shù)據(jù)表(mPa.s)tf=72.760CtD=57.210CtW=99.870C水0.39130.49110.2841丙酮0.21060.25560.1757 塔頂?shù)奈镄詤?shù)： 溫度：57.21 0C 氣相流量： 液相流量： 氣相組成： 液相組成： 氣相質(zhì)量分率： 液相質(zhì)量分率： 氣相平均摩爾質(zhì)量： 液相平均摩爾質(zhì)量： 氣相密度： 液相密度： 液相粘度： 則簡(jiǎn)化：1.進(jìn)料、塔底的物性參數(shù)計(jì)算方

22、法同塔頂相似。（氣液相組成由梯形圖讀出） 2.精餾段的物料組成按塔頂組成計(jì)算，氣液相平均摩爾質(zhì)量也按塔頂?shù)臍庖合嗥骄?爾質(zhì)量計(jì)算，其他物性參數(shù)由溫度確定（取塔頂與進(jìn)料板的平均值）。 3.提餾段的物料組成按進(jìn)料板組成計(jì)算，氣液相平均摩爾質(zhì)量也按進(jìn)料板的氣液相平 均摩爾質(zhì)量計(jì)算，其他物性參數(shù)由溫度確定（取塔釜與進(jìn)料板的平均值）。計(jì)算結(jié)果如下：表12.填料塔各段物性參數(shù)塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段溫度57.2172.7699.8764.9886.31氣相流量24.056724.0567 24.056724.0567 24.0567 液相流量18.650729.8115 29.8115 18.6507

23、29.8115 氣相組成0.9936 0.82100.00580.9936 0.8210液相組成0.99110.48230.00160.9911 0.4823氣相質(zhì)量分率0.9980 0.93660.01850.9980 0.9366液相質(zhì)量分率0.9972 0.75020.00510.9972 0.7502氣相平均摩爾質(zhì)量57.823650.909318.252357.823650.9093液相平均摩爾質(zhì)量57.723537.340918.084157.723537.3409氣相密度2.1344 1.7947 0.5967 2.0853 1.7270液相密度748.6151 778.3083

24、953.1994739.0355771.2227液相粘度0.2561 0.24580.28340.23710.24673.2.2.3采用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖計(jì)算泛點(diǎn)氣速及塔徑圖6.?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖對(duì)于散裝填料，其泛點(diǎn)率的經(jīng)驗(yàn)值為精餾段：?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖中的橫坐標(biāo)： 由圖中讀出，縱坐標(biāo)值約為0.18，則 暫取金屬環(huán)矩鞍填料規(guī)格DN38，之后若驗(yàn)證符合則不再改變將 代入縱坐標(biāo)中計(jì)算，可得 取 提餾段：?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖中的橫坐標(biāo)： 由圖中讀出，縱坐標(biāo)值約為0.17，則將 代入縱坐標(biāo)中計(jì)算，可得 取3.2.2.4圓整塔徑后驗(yàn)算精餾段： 提餾段： 故精餾段和提餾段塔徑分別為368.6mm和361.0mm，相

25、差不大，可圓整為 400 mm ，即塔徑為400mm。圓整后驗(yàn)算：1 泛點(diǎn)率 精餾段： 提餾段： 精餾段和提餾段的泛點(diǎn)率均在0.50.8，符合要求。2 D / d 核算 D=0.4 m d=0.038 符合要求3 液體噴淋密度校核最小噴淋密度其中最小潤(rùn)濕速率 m2/m33.2.3塔高計(jì)算3.2.3.1填料層高度 DN38填料的等板高度給定為0.431 精餾段： 提餾段： m m3.2.3.2填料層高度校核 對(duì)于金屬環(huán)矩鞍裝填料，最大填料層高度 分段效率與塔徑之比h/D為58 精餾段：8D=80.4=3.2 m 11 m 需要分段，113.2=3.444 精餾段分為4段 提鎦段：不需要分段3.2

26、.4壓降計(jì)算 壓降計(jì)算用?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖，不同的是先計(jì)算出橫坐標(biāo)和縱坐標(biāo)，查，分別算提餾段、精餾段填料層壓降，最后由算總壓降。 3.2.4.1精餾段填料層壓降 橫坐標(biāo)： 將u=1.7425 m/s ,代入縱坐標(biāo)： 由?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖可得： 3.2.4.2提餾段填料層壓降 橫坐標(biāo)： 將u=1.9216 m/s,代入縱坐標(biāo)： 由埃克特通用關(guān)聯(lián)圖可得： 3.2.4.3填料層高度和壓降匯總 3.2.5液體分布器計(jì)算 3.2.5.1液體分布器的選型 選用管式液體分布器。 液體分布均勻使整個(gè)填料面積得到充分利用，壁流、溝流大為減少。 此塔操作彈性較低，屬于簡(jiǎn)單操作，結(jié)合經(jīng)濟(jì)效益選此分布器。 3.2.5.3

27、孔流速計(jì)算 其中 則： 3.2.5.4布液計(jì)算 由于： 其中： 故： 即液體分布器取54個(gè)孔。 3.2.5.5布液器設(shè)計(jì) 見附錄一的液體分布器設(shè)計(jì)圖3.2.6接管管徑計(jì)算 3.2.6.1進(jìn)料管管徑的計(jì)算 取液體流速為0.8 m/s 圓整后直徑取25 mm3.2.6.2 進(jìn)氣管管徑的計(jì)算 取氣體流速為12 m/s 圓整后直徑取150mm3.2.6.3出氣管管徑的計(jì)算 取氣體流速為12 m/s 圓整后直徑取150 mm3.2.6.4 回流管管徑的計(jì)算 取液體流速為0.8 m/s 圓整后直徑取25 mm3.2.6.5 出液管管徑的計(jì)算 取液體流速為0.8 m/s 圓整后直徑取20 mm 3.2.6.

28、6接管管徑計(jì)算結(jié)果表13.接管管徑計(jì)算結(jié)果摩爾流量(kmol/h)平均摩爾質(zhì)量(g/mol)密度(kg/m3)V(m3/h)u(m/s)d(m)圓整后(mm)進(jìn)料管29.811537.3409778.21 3.973510-40.80.025225進(jìn)氣管24.056750.90931.794 0.1896 120.1419150出氣管24.056718.25230.600.2033120.1469 150回流管18.6508 57.7235748.63.994810-40.80.025225出液管29.811518.0841956.661.565410-40.80.0158 203.3冷凝器與

29、再沸器計(jì)算與選型3.3.1冷凝器 3.3.1.1冷凝器換熱面積計(jì)算 3.3.1.2冷凝器的選型 查表得S=16 m2 選型為G400-16-16 3.3.1.3總傳熱系數(shù)的核算 3.3.1.4冷凝水用量計(jì)算 3.3.2再沸器 3.3.2.1再沸器換熱面積計(jì)算 查飽和水和水蒸氣表得，99.87（近似為100）水的氣化潛熱為2256.7kg/kg 查詢水蒸氣性質(zhì)表可知0.3MPa水蒸汽溫度為133.3，可得 設(shè)熱損失為30%， 3.3.2.2再沸器的選型 查表得S=25 m2 選型為GCH600-16-25 3.3.2.3總傳熱系數(shù)的核算 3.3.2.4蒸汽用量計(jì)算 查表得水在 下 四、 問題討論 4.1理論板和恒摩爾流假定的說明所謂理論板是指離開這種板的氣液兩相組成上互成平衡，溫度相等的理想化塔板，其前提條件是氣液兩相充分接觸、各自組成均勻、塔板上不存在傳熱傳質(zhì)的阻力。 引入恒摩爾流的假定是為了簡(jiǎn)化精餾計(jì)算，恒摩爾氣流是指在精餾塔中，從精餾段或提餾段每層塔板上升的氣相摩爾流量各自相等，同樣，恒摩爾液流是指每層塔板下降的液相，摩爾流量分別相等。這一假定的主要條件是兩組分的摩爾汽化熱相等，同時(shí)氣液接觸時(shí)因溫度不同而交換的顯熱可以忽略，塔設(shè)備保溫良好，熱損失可以忽略。本設(shè)計(jì)方案在計(jì)算氣液相負(fù)荷以及塔徑的