化工原理课程设计-乙醇-丙醇溶液连续精馏塔设计

1、化工原理 课 程 设 计 题目 乙醇丙醇溶液连续精馏塔设计教 学 院 专业班级 化工0905 学生姓名 学生学号 指导教师 2011 年 12 月 22 日 化工原理课程设计任务书1. 设计题目 乙醇丙醇溶液连续精馏塔设计2. 设计条件1. 操作压力：P=1atm(绝压)2. 进料组成：=0.25（摩尔分率），进料状态：q=0.963. 塔顶产品组成：=0.98（摩尔分率）4. 塔釜残液中浓度0.0355. 产量：F=856. 最宜回留比与最小回流比的比值：R/Rmin=(1.1-2.0 )7. 塔顶采用全凝器，泡点回流8. 塔板采用筛板3. 设计任务1. 精馏塔工艺计算（物料衡算，热量衡算，

2、设备计算与选型）2. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3. 热量衡算及板式塔的结构与附属设备的计算4. 精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图5. 撰写设计说明书目录化工原理课程设计任务书II摘 要1 绪 论2设计流程2设计思路3第1章 精馏塔的工艺计算41.1产品浓度的计算41.11平均相对挥发度的计算41.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定61.4物料衡算61.4.1全塔物料衡算61.5精馏段与提馏段操作线方程71.6理论板数及进料位置的确定71.7全塔效率81.8实际板数和实际加料位置的确定8第2章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算102.1塔的有关物性数据计算102.1乙醇和丙醇各种物性数据

3、102.1.2操作压强122.1.3操作温度122.1.4平均分子量122.1.5平均密度132.1.6液体表面张力142.1.7液体粘度152.1.8体积流率的计算152.2精馏塔主要工艺尺寸的计算162.2.1精馏段塔体工艺尺寸的计算182.2.2提馏段塔体工艺尺寸的计算182.2.3塔的有效高度的计算192.3塔板流动性能的校核192.3.1精馏段192.3.2提馏段192.4塔板负荷性能图222.4.1精馏段232.4.2提馏段23第3章 热量衡算273.1进入系统的热量273.2离开系统的热量273.3热量蘅算式28第4章 板式塔的结构与附属设备的计算294.1冷凝器设计计算294.

4、2试算并初选换热器的规格294.2.1确定流体通入的空间294.2.2计算传热负荷Q294.2.3选换热器。304.2.4板式列管换热器校核304.3主要接管尺寸的选取334.3.1进料管334.3.2釜液出口管334.3.3塔顶蒸汽管334.4泵的选取344.5储罐的计算35设计结果汇总表36结 束 语37参考文献38主要符号说明39附录142摘 要筛板精馏塔的设计是化工原理课程的重要部分是化工生产中主要的气液传质设备。连续精馏是依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次课程设计是分离乙醇丙醇二元物系，通过对筛板精馏塔及附属结构（换热器，泵等）的设计，使我们初步掌握化工

5、设计的基本原理和方法.塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用直接蒸汽加热，以提供足够的热量。通过逐板计算得出理论板数17，回流比为5.0,塔效率0.658，实际板数43，进料位置29，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径1.2m，有效塔高20.3m，筛孔数（精馏段2652个，提馏段2652个）。通过的流体力学验算，精馏段与提馏段操作都正常，证明筛板塔各指标数据均符合标准。并对冷凝器作了热量衡算，选出了合适的型号G-700-149.1-21-4，其传热面积为149.1m2.并对泵作了合适的选型，型号为IS 50-32-200，扬程为10m,这些运算结果合理，以保证精馏过程的顺利

6、进行并使效率尽可能的提高。关键词：二元精馏；筛板精馏塔；逐板计算；物料衡算 绪 论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题并可以控制漏液。化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的一种蒸馏方式，也是组成化工生产过程的主要单元操作之一。为了培养同学们独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力,学校和老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好

7、机会,也就是本次课程设计。培养我们综合运用所学知识来解决化工实际问题的能力。做到能独立进行化工设计初步训练，为今后工作打下坚实的基础 设计思路（1）精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式。（2）选取操作压力本设计采用常压操作，大部分物质都可常压操作，这样可以免去加压或减压的费用。（3）选择加料状态 q=0.96混合液进料。（4）加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。蒸汽可由冷却后的水获得。(5)回流比的选择 一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.(6)塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料。塔顶冷却介质采用江河，方便、实惠、经济。(7)板式塔的选择筛

8、板塔的优点很多例如结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等。由于筛板塔具有上述优点，且加工方便。近年来与筛板塔一直成为化工生中主要的传质设备。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3，因此本设计采用筛板塔。第1章 精馏塔的工艺计算1.1物料衡算1.11平均相对挥发度表2-1气液相组成 1乙醇摩尔分数温度（）液相X气相Y0.000.0097.160.1260.240 93.850.1880.31892.660.2100.33391.60 0.3580.55088.320.4610.65086.2

9、50.5460.7184.980.6000.76084.130.6630.79983.060.84140.91480.591.00001.00073.8插值法求进料温度 塔顶温度塔底温度= =90.71 同理可得=78.66 =96.26 带入数据得Antoine公式 t() （mmhg）查表得：乙醇 Antoine常数为 A=7.58670 ， B=1281.590 ， C=193.768 丙醇 Antoine常数为 A=8.37895 , B=1788.020 ， C=227.483有安托因方程得：塔顶 log=7.58670- =762.78mmhg =101.6956Kpa同理得 =3

10、44.83mmhg =45.97Kpa又=2.21塔釜 =1470.6 =196.07 =715.98 =95046=2.05进料口=1207.81 =161.03 =573.98 =76.52 =2.1精馏段平均相对挥发度 =（+）/2=2.155提馏段平均相对挥发度 =（+）/2=2.0753所有相对挥发度=2.131.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定由上可得： q=0.96进料线：平衡线： 由上两式联立：Xe =0.164 Ye =0.487则: 计算回流比R值：利用吉利兰图求理论板数N做出N-R曲线或N(R+1)-R曲线 ，从中找出适宜R.倍数RN1.13.61924.071.23

11、.94820.941.34.27719.251.44.60617.801.54.93517.161.65.26415.981.75.59314.951.85.92214.721.96.25113.632.06.5812.56得R=4.935=5.0 经检验R/ =1.73符合 （1.1-2.0）1.4物料衡算1.4.1全塔物料衡算总物料衡算方程： 带入数据得精馏段：L=RD=5.00.00537=0.02685 kmol/s V=（R+1）D=（5.0+1）0.00537=0.03222 kmol/s提馏段： =L+qF=0.02685+0.960.0236=0.0495 kmol/s =-

12、W=0.0495-0.=0.0313 kmol/s1.5精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程：=提馏段操作线方程;1.6理论板数及进料位置的确定 得：由逐板法算得： X10.9583Y10.9800X20.9208Y20.9612X30.8618Y30.9300X40.8162Y40.8808X50.7157Y50.8428X60.5968Y60.7592X70.4769Y70.6601X80.3742Y80.5602X90.2979Y90.4747X100.2469Y100.4112X110.2152Y110.3687X120.1751Y120.3114X130.1351Y130.249

13、6X140.0981Y140.1881X150.0661Y150.1311X160.0401Y160.0818X170.0201Y170.0418本设计所需理论板数为17，其中第12块加料,精馏板数为11块，提馏段板数为5（不包塔釜）。1.7全塔效率实际板数和实际加料位置的确定依据公式4：精馏段：已知 =0.495可算出：1=0.4026精馏段板数：N1=体馏段：已知 可算出：提馏段板数：N2=全塔所需实际板数为41块。0 全塔效率： 实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的第29块板第2章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算2.1塔的有关物性数据计算2.1.1乙醇和丙醇各种物性数据见下列表格1：表31液相

14、密度温度t,708090100110,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3,kg/m3759.6748.7737.6726.1714.3表32液体的表面张力温度t,708090100110,mN/m19.2718.2817.2916.2915.28,mN/m20.3419.4018.4517.5016.57表33液体的粘度温度t,708090100110 mP0.5230.4950.4060.3610.324 mP0.7420.6190.5220.4440.381表34液体气化热温度t,708090100110,kJ/kg859.26837.996815.73792.4

15、66768.201,kJ/kg741.78725.34708.20690.30678.34 表35乙醇-丙醇（P=1atm）相平衡数据1温度t液相摩尔分率气相摩尔分率97.160.0000.00093.850.1260.24092.660.1880.31891.600.2100.33988.320.3580.55086.250.4610.65084.980.5460.71184.130.6000.76083.060.6630.79980.590.84140.91478.381.0001.0002.1.2操作压强塔顶压强：PD=101.3kP,取每层塔板压降：P=0.7kP则进料板压强：PF=1

16、01.3+120.7=109.7kP塔釜压强：PW=106.2+170.7=118.1kP精馏段平均操作压强：kP提馏段平均操作压强：kP3.1.3操作温度由附录1泡露点编程知道：进料板温度：TF =90.71 塔顶温度：TD =78.66 塔釜温度：TW =96.24精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.1.4平均分子量塔顶： 进料板：yq= 0.3346 xq = 0.168kg/kmol塔底：yw=0.035 xw=0.00282 精馏段平均分子量：同理提馏段平均分子量：3.1.5平均密度（1）液相密度塔顶： 塔顶温度TD=78.66时：kg/m3 kg/m3 解得: kg/m3进料板：

17、进料温度TF=90.71时：kg/m3 kg/m3进料板液相质量分率： 解得: kg/m3塔釜： 塔低温度TW=96.24时：kg/m3 kg/m3塔低液相质量分率： 解得: 精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度： （2）气相密度精馏段: 提馏段：2.1.6液体表面张力依式： 塔顶： 塔顶温度TD=78.66时： 进料板： 进料温度TF=90.71时： 塔釜： 塔低温度TW=96.24时： 精馏段：提馏段：2.1.7液体粘度依式： 塔顶： 塔顶温度TD=78.66时： =0.502 进料板： 进料温度TF=90.71时： =0.487 塔釜： 塔低温度TW=96.24时： =0.469精馏段

18、：提馏段： 3.1.8体积流率的计算（1）精馏段：气、液相体积的流率： Vh1=3420m3/h Lh1=6.732 m3/h（2）提馏段：气、液相体积的流率: Vh2=3423.96 m3/h L h2=9.252m3/h本节数据查文献1表36 塔的工艺条件及物性数据计算结果项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段操作压强PkP105.5113.9操作温度T78.6696.24平均分子量气相50.7857.25液相51.4658.51平均密度气相1.87251.903液相738.80732.74液体表面张力18.2617.96液体粘度0.4950.4772.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 2

19、.2.1塔主要工艺尺寸计算 a塔径D的计算选板间距HT=0.45m，取板上液层高度 hL=0.07m ，故HThL=0.38 m精馏段横坐标：()()0.5=()()0.5=0.0407 提馏段横坐标：()()0.5=()()0.5=0.0534查文献得，精馏段：C20=0.078C=C20()0.2=0.078()0.2=0.076 umax=C=0.076=1.53 m/s取安全系数为0.7，则u=0.7umax=0.71.53=1.07 m/sD= =1.09m按标准，塔径D取1.2m查文献得提馏段：C20=0.083 C=C20( )0.2=0.083()0.2=0.097umax=C

20、=0.097=1.90 m/s取安全系数为0.7，则u=0.7umax=0.71.90=1.33 m/sD= =0.98 m按标准，塔径D取1.2m所以取精馏塔的各段塔径为1.2 m 塔截面积：2=1.13 m2空塔气速：精馏段：=0.84 m/s 提馏段：=0.84 m/sb溢流装置采用单溢流、弓形降液管、凹受液盘。（1）溢流堰长lw取堰长lw为0.65D，即lw=0.6 51.2=0.78m （2）溢流堰高hw选用平直堰，堰上液层高度how的计算，即how=2.84103E(，取E=1则精馏段：how=2.841031 ()=0.012m提馏段： how=2.841031（)=0.0149

21、m取板上清液层高度hl =0.07 m精馏段：hw=hlhow=0.07-0.012=0.058 m提馏段：hw=hlhow=0.06-0.0149=0.0551m（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由，查文献得Wd=0.1681.2=0.0.2016mAf=0.1120.7851.44=0.1266m2 则液体在降液管中停留时间以检验降液管面积精馏段：=30.46s5s(符合要求)提馏段：=22.16s5s(符合要求)（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0,计算降液管底隙高度h0，精馏段：u0=0.09m/s,h0= =0.027m=0.058-0.027=0.031 m

22、 0.006 m故降液管高度设计合理提馏段：u0=0.09m/s,h0= =0.037 mhwh0=0.0551-0.037=0.0181 m 0.006 m故降液管高度设计合理4.2.9 塔板主要工艺尺寸计算1 塔板布置 因为D 800mm，所以塔板采用分块式查文献得塔板分为4块 取边缘区宽度We=0.049m，安定区高度 Wc 计算开孔区面积AaX= = mR= Aa=2X R2SIN-1=0.4472 m2 2 筛开孔数n与开孔率取筛孔的孔径d0=5mm，正三角形排列，不锈钢的板厚一般为2.5 mm故孔中心距t=2.55.0=12.5mm计算塔板上的筛孔数nn= 个 计算塔板上的开孔区的

23、开孔率，即： = 则精馏段气流通过筛孔的气速：u0= 提馏段气流通过筛孔的气速：u0= 3 塔有效高度有效高度Z精馏段 塔高Z=（281）0.45=12.15m提馏段 塔高 Z=（14-1）0.45=8m实际塔高HH=（nnFnP1）HT+nFHF+nPHP+HD+HB n=42每七层设一个人孔，则nP=6 取HP=0.6m ，HD=1.2m HB=1.76m，两边封头取0.34 m ，裙座取3m.H=（41161）0.45+10.80+60.60+1.2+1.76+0.34+3=25.55m4.3筛板的流体力学验算4.3.1通过筛板压降相当的液柱高度 hp=hc+hl+h1.板压降相当于液柱

24、高度 依，查文献5得，C0=0.78精馏段：Hc=0.051 =提馏段：Hc=0.051=0.046m2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl精馏段：ua= Fa=u0=0.6450=0.8479查文献取板上液层充气系数0=0.675hl =0hl =0.675（0.07）=0.0472m提馏段：ua=0.6450 Fa=0.890查文献取板上液层充气系数0=0.660hl= 0hl=0.660(0.070)=0.0462m3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度h精馏段： h= =0.00201m故 hp=0.00201+0.036+0.0472=0.08525m精馏段单板压降 PP=0.0

25、8525739.809.81=618.7Pa0.7KP 故设计合理 提馏段：h= =0.00199m 故hp=0.046+0.0462+0.00199=0.094m 提馏段单板压降 PP=0.094732.749.81=675.69 Pa 1.5 故本设计无明显液漏4.3.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液高度Hd(HT+hW) 取=0.6 精馏段：（HT+hW）=0.6(0.45+0.058)=0.3048mHd= Hp+hL+hd=0.2182+0.070+0.0012=0.2894m故 Hd（HT+hW）提镏段：(HT+hW)=0.6(0.45+0.0551)=0.303

26、1mHd= Hp+hL+hd=0.094+0.070+0.00123=0.1652m Hd104 Pr= w/m.sb、壳程对流传热系数0取 （w/m2）c、确定污垢热阻,取Rsi= 0.910-4m2/w Rso=0.910-4m2/w 计算总传热系数K管材为碳刚，导热系数以外表面为基准。计算传热系数KK=304.54w/m2d、计算所需传热面积A Ao= 计算实际面积：A= 核算结果表明,换热器可用。e、计算阻力损失 管程阻力损失：当Re=7306时,无缝钢管,查得1（P303）=0.045壳程阻力损失: 由Re0500，取F=0.5 ，挡板数：取污垢校正系数 由上可知，采取G-700-1

27、49.1-21-4型号是合适的.5.3主要接管尺寸的选取5.3.1进料管料液流速：F=85Kmol/h 料掖密度：体积流率：取管内流速：则进料管的直径：取进料管的尺寸：规格的热轧无缝钢管。5.3.2釜液出口管已知釜液流率为65.66 Kmol/h 釜液密度：则：取管内流速为：取管尺寸：5.3.3塔顶蒸汽管体积流速： 取取管尺寸5.4泵的选取进料泵的流速:设提升压头:料液面至加料孔为:6.3m 管长为7m 90弯头两个.截止阀(全开)两个,=0.75料液: 为滞流则:流量:所选型号为:IS 50-32-2005.5储罐的计算以塔顶中间回流罐为例查文献3：a、回流罐设计压力：b、回流罐设计温度：6

28、6.2c、回流罐的容积计算：一般回流罐考虑左右的液体保存量，由上述知道回流液流率： ，则其体积流率： 以10min液体回流体积算所需罐理论体积 ，则需实际罐的体积需：d、本例采用：卧式椭圆形封头容器，在国家标准容器系列2P4-380：，此容器公称容积0.5，直径600mm，长度1600mm 塔板主要参数结构数据塔板主要参数结构数据精流段提馏段精流段提馏段塔的有效高度12.158液泛气速2.1432.319实际塔板数2814空塔气速1.351.572塔内径 1.21.2设计泛点率0.6300.5塔板间距0.450.45筛孔动能因子8.7698.751液流形式单堰流筛孔气速8.99710.512降

29、液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.0210.08漏液点气速5.136.066弓型降液管堰长0.250.408液沫夹带点率0.6040.59弓型降液管宽度0.03640.1稳定系数1.7151.7502出口堰高5855溢流强度3.8645.005降液管底隙2737堰上方液层高度6.996边缘区宽度4949每块塔板阻力液柱0.05930.06214安定区宽度6565降液管中液体停留时间6.6039.499塔板厚度2.52.5降液管中清液层高度0.10650.12069塔板分块数44降液管中泡沫层高度0.180.20115筛板形式F1F1底隙气速0.0360.0397浮阀个数26522652气相负

30、荷上限1.2844.89筛孔的排列方式正三角形排列气相负荷下限0.76771.253浮阀开孔率0.1010.101操作弹性3.563.54设计结果汇总表 结 束 语历时近一个月的查阅文献、计算数据和上机调试化工原理课程设计终于落下了帷幕，通过这次化工原理课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面，同时我也感谢老师对我的指导，使我在设计中找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力。这次设计，加深了我对对

31、书本知识的进一步了解，找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力，同时也锻炼了我运用书本知识解决实际问题的能力，我相信这次设计为我以后的设计工作打下了坚实的基础。当然在这次设计中的收获还不止这些。更主要的是它开阔了我的眼界，教我如何面对自己在实际中遇到的问题。此次设计过程中，我的收获很大,感触也很深，使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别. 我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落后，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，我们感到我们脚下的路任重而道远。在此，我向在设计过程中帮助我的老师和同学致以诚挚的谢意！ 由于所学知识和个人能力的限制，设计中难免有

32、许多疏漏之处。希望老师多多批评指正，使我在以后的工作和学习设计中有所改进。参考文献1 陈敏恒，丛德滋等.化工原理.第二版，上下册，北京：化学工业出版社，1999. 2 国家医药管理局上海医药设计院.工工艺设计手册.第二版，下册，北京：化学工业出版社，1996.3 娄爱娟等.化工设计.上海 ： 华东理工大学出版社，2006.4 王卫东，化工原理课程设计，北京，化学工业出版社，2011,9. 5 冯伯化等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，1989.6 唐伦成等.化工原理课程设计简明教程.哈尔滨：哈尔滨工程大学出版社，2005. ，主要符号说明英文字母甲醇甲醇塔板开孔（鼓泡）面积，m2uo筛孔气

33、速，m/s;甲醇f降液管面积，m2；h溢流堰高度，m；甲醇o筛孔面积，m2；K浮阀的稳定性系数，无因次；甲醇T塔截面积，m2；L塔内下降液体的流量，kmol/h；C计算Um甲醇x时的负荷系数，无因次；LS塔内下降液体的流量，m3/s；Co流量系数，无因次；lw溢流堰长度，m；D塔顶馏出液流量，kmol/h；N塔板数；理论板数；D塔径，m；Np实际塔板数；do筛孔直径，mm；NT理论塔板数；E液流收缩系数，无因次；n筛孔数；ET全塔效率（总板效率），无因次；P操作压强，P甲醇或kP甲醇;eV雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）；P压强降，P甲醇或kP甲醇;F-进料流量，kmol/h；q进料热状态参

34、数；F甲醇气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2；R回流比；开孔区半径，m；G重力加速度，m/s2；S直接蒸汽量，kmol/h； H-板间距,m；塔高,m；t筛孔中心距，mm；hC与干板压降相当的液柱高度，m；u空塔气速，m/s; hf板上鼓泡层高度，m；uow漏液点气速，m/s;h1进口堰与降液管间的水平距离m；，V塔内上升蒸气流量，kmol/h；VS塔内上升蒸气流量，m3/s；液体密度校正系数hL板上液层高度，m；W釜残液（塔底产品）流量，kmol/h；ho降液管底隙高度，m；Wd弓形降液管宽度，m； how堰上液层高度，m；WC无效区宽度，m；y气相中易挥发组分的摩尔分率；x液相中易挥

35、发组分的摩尔分率；Z塔有效高度，m；开孔率；uo降液管底隙处液体流速，m/s;h与克服液体表面张力的压降所当的液柱高度，m； hd与液体流经降液管的压降相当的液柱高度,m； u甲醇按开孔区流通面积计算的气速，m/s;hl与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m；hP与单板压降相当的液层高度,m;WS安定区宽度，m；希腊字母下标相对挥发度，无因次；乙醇- 易挥发组分；干筛孔流量系数的修正系数，无因次；丙醇- 难挥发组分；D- 馏出液；浮阀厚度，mm；F- 原料液；O板上液层充气系数，无因次；h- 小时；粘度，mP甲醇.s;i- 组分序号；L液相密度,kg/m3;L- 液相； V气相密度, kg/m3;m- 平均；液体表面张力，N/m或mN/m;min- 最小或最少； 对流传热系数，W/m2.;t温度差。相邻板间的间距 ，m；w壁面； 有限差值；s饱和；导热系数，W/m.;s污垢；粘度，P甲醇.so管外；时间，s。M甲醇x- 最大；甲醇流通面积，m2；R热阻，m2./W；水 厚度，m；Re 雷诺准数；水润湿周边，m；S传热面积，m2； CP定压比热容，kJ/kg.；t冷流体温度，；D管径，m