浮阀乙醇-水精馏塔论文.doc

武汉工业学院毕业设计说明书1前言1.1 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用的一种方法，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的，有特殊物质的体系还可以用恒沸精馏或萃取精馏等特殊的方法进行分离。 精馏过程按操作过程可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液可采用减压精馏。精馏过程所用的设备及起相互联系总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两大类。通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏对塔设备的要求大致有： l 生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛等不正常的流动。l 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。l 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时易于达到所要求的真空度。l 有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。l 结构简单，造价低，安装检修方便。l 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求。1.2 板式塔的分类与结构板式塔内沿塔高安装了若干层塔板（亦称塔盘），液体靠重力作用由顶部流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而升至塔顶。气、液两相在塔板上直接接触完成热、质的传递，两相组成沿着塔高呈阶梯式变化。塔板是板式塔内汽、液接触的主要元件。塔板的种类很多，根据塔板结构特点可将板式塔分为：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、浮舌塔、浮动喷淋塔等多种不同的塔型。 板式塔种类很多，根据塔板上气液接触元件的不同可分为筛板塔、舌型塔、穿流多孔塔板、浮动喷射塔等多。随着石油、化学化工的迅速发展，又开发使用了一些新型塔板，如斜孔塔板、S型板、导向筛板、网孔筛板、浮动-筛板复合板、旋流塔板、旋叶塔板、角钢塔板等，目前精馏过程常用的板式塔为浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。 塔总体结构包括塔体、裙座、封头、除沫器、接管、手孔、人孔等。（1）塔体是塔设备的外壳，常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头构成。随着化工装置的大型化，为了节省材料，有用不等直径、不等壁厚的塔体。塔体除要满足工艺条件外，还应考虑风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时考虑水压实验、吊柱、运输、开停工等情况。 （2）裙座是塔体安放到基础的连接部分，其高度由工艺条件决定。应具有足够的刚度和强度。 （3）除沫器用于收集在气流中的液滴。使用高效的除沫器对提高分离效率，改善塔板设备的作状况，回收昂的物料以及减小对环境的污染有重要意义。 （4）接管是连接工艺管路，使之成为一个相互连通的完整系统，有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管和仪表接管等。人孔、手孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的，吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。1.3 板式塔设计步骤简介（1）塔设备设计概述 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。 塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。 最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：生产能力大；操作稳定，弹性大；流体流动阻力小；结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。（2）板式精馏塔设备选型及设计 因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。 1）工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：l 浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。l 筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。l 泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。 综合考虑最终选择浮阀精馏塔。 2）设计板式塔的要求及简易流程 首先应根据已给定的操作条件，由图解法或解析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算： l 塔高的计算：包括塔的主体高度、顶部与底部空间的高度，以及裙座的高度l 塔径的计算。l 塔内件的设计：主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。设计流程简略图流程：装置的有关操作条件给定的塔板设计条件确定塔径溢流区的设计气液接触区的设计各项核对计算2 任务概述蒸馏是化工生产中常用的互溶液体混合物分离方法之一，它依据不同液体挥发度的差别，在一定的作条件下合混合物部分气化，在生成的气相中，混合物的组成将发生改变，相对挥发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富集，从而达到分离提纯的目的。整个过程需外界提供能量。 简单蒸馏过程中因轻、重组分都有一定挥发度，故只能达到有限程度的提浓而不能满足高纯度分离的要求。精馏时，原料从塔中部连续加入，并在塔顶设置冷凝回流装置，塔底设置加热再沸器，使得塔顶液相向下回流，塔底气相向上回流。在加料位置以上，上升蒸汽中的重组分向液相传递，而回流液中轻组分向气相传递；加料位置以下，下降液体中轻组分向气相传递，上升蒸汽中重组分向液相传递只要有足够的相际接触表面，到达塔顶的气相成为高纯度的轻组分，而到达塔底的液相则成为高纯度的重组分。塔的加料位置以上部分称为精馏段，而下部则称为提馏段。 精馏的最大特征是有多次部分气化和部分冷凝，但其基础仍是组分挥发度的差异。 精馏设备有逐级式和微分式两种，对于普通精馏达不到分离效果的还可采用特殊精馏如：恒沸精馏、萃取精馏等。对于多组分的混合液分离，可以采用分级逐次精馏将这些组分一一分开。3塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为1500kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀精馏塔。4操作条件的确定4.1操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中：塔顶压力为：，塔底压力：。4.2进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。4.3加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。5精馏塔的工艺设计5.1全塔物料衡算F：进料量 （Kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（Kmol/s） ：塔顶组成W：塔低残液流量（Kmol/s） ：塔底组成原料乙醇组成：=14.36%塔顶组成：=85.98%塔底组成：=0.078%5.1.1 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，xe=xf=0.1436，过点e(0.1436,0)作直线x=0.1436交平衡线于点，由点可读得ye=0.5，因此：Rmin(1)=(xD-yf)/(yf-xF)=(0.8598-0.5)/(0.5-0.1436)=1.009又过点a(0.8598,0.8598)作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为g(0.5，0.1435)因此：Rmin(2)=1.009所以， Rmin(1)= Rmin(2)=1.009可取操作回流比： R=1.98 Rmin=25.1.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算进料量：F=1500kg/h=1500* =78.26kmol/h=0.0217由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) D=12.976 kmol/h =0.0036 W=104.21 kmol/h =0.0289 (泡点) V0=38.928 kmol/h =0.01085.2常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系见表5.1。表5.1 常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系温度/ 液相 气相 温度/液相 气相 温度/液相 气相 1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.995.2.1 确定温度利用表5.1中数据由插值法求得tf 、tD、tw tf:：, tf =82.29tD：， tD=78.21tw： ， tw=99.82精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：5.2.2确定密度已知:混合物密度:(为质量分数,为平均相对分子质量)混合气密度:塔顶温度: tD=78.21气相组成yD：， yD=89.267%进料温度: tf =82.29气相组成yf：， yf=53.03%塔底组成: tw=99.82气相组成yW：， yW=0.68%（1）精馏段液相组成: , 50.17%气相组成:, 71.15%所以: 32.05kg/kmol 37.92 kg/kmol（2）提馏段液相组成: ，7.22气相组成: ，26.86%所以：20.02 kg/kmol 25.52 kg/kmol表5.2不同温度下乙醇和水的密度表温度/ 乙 水 温度/乙 水 80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3由表5.2求得在tf 、tD、tw下的乙醇和水的密度（单位：） tf =82.29时： ， =733.25 ， =970.39 ， =884.57 tD=78.21时： ， =738.15， =973.08， =749.00tW=99.82时： , =712.22 , =958.82 , =957.87所以：=816.785 =921.22 kg/kmolkg/kmolkg/kmol 32.045kg/kmol 20.02kg/kmol 43.00kg/kmol 32.85kg/kmol 18.19kg/kmol 37.975kg/kmol 25.52kg/kmol 1.127 1.49 1.31 0.865.2.3混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算：式中： ； ； ； ； ； 式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分，xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，w、o为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 表5.3 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/ 708090100乙醇表面张力/10-2N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-2N/m264.362.660.758.8由表5.3求得在tf 、tD、tw的乙醇和水的表面张力（单位：N/m）乙醇的表面张力： ， 同理： 同理水的表面张力： ，塔顶表面张力： 联立方程组： ，代入求得： ， ， 原料表面张力： 联立方程组： ，同理代入求得：, 同理塔底表面张力： 联立方程组： ,代入求得： 提馏段的平均表面张力为：精馏段的平均表面张力为：5.2.4混合物的粘度，查表得:，查表得:， 精馏段粘度： 0.3975提馏段粘度： 0.31745.2.5相对挥发度由得6.73由得 1.356由得8.77精馏段的平均相对挥发度：4.043 提馏段的平均相对挥发度： 7.755.2.6气液相体积计算根据x-y图查图计算。或由解析法计算求得：Rmin= 1.009，取R=1.98 Rmin=2（1）精馏段 L=RD=2*0.0036=0.0072kmol/s V=(R+1)D=(2+1)*0.00360.0108kmol/s 已知：， ， ，则质量流量：0.23kg/s 体积流量： （2）提馏段：因为设计为泡点进料，所以q=1。 0.0289 kmol/s 0.0108 kmol/s同理则质量流量： 0.579 kg/s 0.276 kg/s体积流量： 5.3理论塔板层数的确定5.3.1理论板（1）精馏段操作线方程：yn+1= xn+xD=0.667 xn+0.2866图5.1 精馏段操作线示意图（2）提馏段操作线方程：ym+1= Wxm/ V0-Wxw/ V0=2.677 xm-0.0021线方程： x= 0.1436图5.2 泡点进料线及提馏段操作线示意图在相图中分别画出上述直线（如图5.3所示），利用图解法可以求出NT=19块(含塔釜)，其中，精馏段14块，提馏段5块，加料板为第14块理论板。 图5.3 理论塔板层数确定示意图5.3.2 塔效率和实际塔板塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度（1）精馏段 已知：，所以：=0.43，30块 （2）精馏段 已知： ， 所以：=0.39， 12块 全塔所需实际塔板数：30+12 = 42块 全塔效率： =42.86% 加料板位置在第37块塔板。5.4塔径的初步计算（1）精馏段由，安全系数=0.00.8，式中C可由史密斯关联图查出。取板间距：，则：，,，圆整：，横截面积：空塔气速： （2）提馏段横坐标数值:取板间距： , 。则查图可知：,，圆整：，横截面积： 空气气速：5.5溢流装置5.5.1确定堰长取出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算： 近似取精馏段： 提馏段： 5.5.2 确定方形降液管的宽度和横截面查图得：,则： ,验算降液管内停留时间：精馏段： 提馏段： 因为停留时间，故降液管可使用。5.5.3确定降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速：则 取。提馏段：取，取5.6塔板分布、浮阀数目与排列的确定（1）塔板分布本设计塔径D=0.6m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。（2）浮阀数目与排列1）精馏段：取阀孔动能因子，则孔速为： 每层塔板上浮阀数目为：个取边缘区宽度，破沫区宽度。m计算塔板上的鼓泡区面积，即 其中 ： m m所以：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距。则排间距： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用82mm，而应小些，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数26个。按重新核算孔速及阀孔动能因子：m/s 可见，阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=2）提馏段取阀孔动能因子，则孔速m/s每层塔板上浮阀数目为： 个按t=70mm,估算排间距 取排得阀数为24个。按N=24重新核算孔速及阀孔动能因子： 可见，阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔率5.7塔板的流体力学计算5.7.1气相通过浮阀塔板的压降可根据计算。（1）精馏段1）干板阻力 因，故：2）板上充气液层阻力 取3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： （2）提馏段 1）干板阻力： 因，故： 2）板上充气液层阻力 取 3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为 5.7.2淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：（1）精馏段 1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度2）液体通过液体降液管的压头损失 3）板上液层高度，则m取已选定m， 则m可见，所以符合防止淹塔的要求。（2）提馏段 1）单板压降所相当的液柱高度2）液体通过液体降液管的压头损失： 3）板上液层高度,则取，则可见，所以符合防止淹塔的要求。5.7.3物沫夹带（1）精馏段 板上液体流经长度： 板上液流面积： 查物性系数，泛点负荷系数图泛点率=对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。（2）提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图泛点率=由计算可知，符合要求。5.7.4塔板负荷性能图5.7.4.1物沫夹带线 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： （1）精馏段0.8=整理得： ，即由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出（2）提馏段整理得： 即：在操作范围内，任取若干个值，三出相应的值。计算如表5.4所示：表5.4 精馏段与提馏段物沫夹带线计算结果表精馏段 Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)0.47550.3775提馏段 (m3/s)0.0020.01 (m3/s)0.6130.4505.7.4.2泛液线由此确定液泛线，忽略式中而（1）精馏段 整理： （2）提馏段 整理得： 在操作范围内任取若干个值，算出相应得值：表5.5 精馏段与提馏段泛液线计算结果表精馏段 Ls1 (m3/s)0.00010.00030.00060.0009Vs1 (m3/s)0.57660.0.56190.53000.4815提馏段 Ls2 (m3/s)0.00010.00030.00060.0009Vs2 (m3/s)0.71780.70570.68760.66675.7.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s，液体降液管内停留时间：以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：5.7.4.4漏液线对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则：精馏段： 提馏段： 5.7.4.5液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取，则 由以上15作出塔板负荷性能图5.4。图5.4 塔板负荷性能图由图5.4可以看出： 1）在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制； 3）按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限0.49（0.61） , 气相负荷下限 0.14（0.16） 。 所以：精馏段操作弹性=；提馏段操作弹性= 。浮阀精馏塔工艺设计计算结果见表5.6表5.6 浮阀精馏塔工艺设计计算结果 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 Dm0.60.6板间距 m0.450.45塔板类型 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 um/s1.081.13堰长 m0.390.39堰高 hw m0.0650.061板上液层高度 m0.070.07降液管底隙高 h0 m0.0050.01浮阀数 N2624等腰三角形叉排 阀孔气速 u0m/s10.4812.94浮阀动能因子 F011.4310.36临界阀孔气速 u0c m/s9.0611.43孔心距 tm0.0700.070同一横排孔心距排间距 tm0.0820.097相邻横排中心距离单板压降 Pa664.37704.18液体在降液管内停留时间 s32.1414.52降液管内清液层高度 m0.1560.1507泛点率 %50.4140.67气相负荷上限 (Vs)maxm3/s物沫夹带控制 气相负荷下限 (Vs)minm3/s漏液控制 操作弹性 6精馏塔的结构设计与强度校核6.1塔的结构设计6.1.1塔盘设计该塔直径有0.6m，可采用单溢流型分块式塔板。一共分为两块。这种型式便于安装、检修、清洗。安装时可通过人孔送入塔内，装在焊于塔体内壁的塔盘支承件上。6.1.2筒体和封头的设计（1）选材因为工况属于常压，常温且介质腐蚀性极小，是易然介质的传质设备。属于类设备，故可选用普通碳素钢Q235。（2）按设计压力计算筒体和封头对于筒体：式中：P为设计压力取0.1Mpa 在120下的许用应力，查知=124.46 Mpa =1 , 故计算厚度：=考虑到钢板负偏差，取名义厚度4mm。对于封头，采用标准椭圆封头，厚度与塔体相同，均等于4mm。6.2塔的强度校核6.2.1各种载荷的计算6.2.1.1设备自身重量载荷的计算1）塔体重：2）内构件重量： N3） 保温层的重量取保温层厚0.05m,查知=2940N/m,则 4） 物料重量塔盘充液时，查知q=70kg/,且塔釜储液为0.213，料液密度为597kg/。 5） 附件重量：估计取=800N6） 充水重量： 由以上可知正常操作时： =水压试验时： =设备安装时： =7861+0.214836.5+6381.9+800 =18010.2N6.2.1.2风载荷的计算（1）风载荷的计算全塔共高13.15m，分为两段计算，在第一段塔时，有 ：式中：为空气动力系数，对于圆筒形设备取0.7 为地区基本风压值，在本地区=300Pa 风压高度变化系数，查知在此=0.74 为塔的计算段高，在此=10m 为有效直径： 为风振系数，=1+，m为脉动系数，当计算段中心高度400mm，故裙座壁厚取8mm。 基础环内径： 基础环外径： 圆整：；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。7.4吊柱 对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱200kg。， ， 。材料为A3。 8塔总体高度的设计（1）塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 （2）塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。（3）塔体高度 9附属设备设计9.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：本设计取： 出料液温度：78.173（饱和气）78.173（饱和液） 冷却水：进水温度，出水温度逆流操作：传热面积： 选取设备型号：G500I16409.2再沸器的选择 选用120饱和水蒸气加热，传热系数取：料液温度：99.815100，热流体温度：120120逆流操作：换热面积： 设备型号：GCH800670