甲醇水筛板精馏塔设计

1、设计任务要求日处理10吨甲醇水筛板分储塔的工艺设计与结构设计常压操作，精微温度65摄氏度； 甲醇水的浓度20%;回收甲醇浓度为99.5%;由上述条件可以知道如下信息：每天工作 24小时则进料流率为416.67kg/h;进料状态为泡点进料即 q=1 ;采用间接加热方式单板压降=0.7kpa塔顶为全凝器目录概述5物料衡算7精储塔的气液相负荷 9精储塔工艺条件及有关物性计算 11精储塔塔体工艺尺寸的计算 16热量衡算29筛板塔工艺设计计算结果汇总表 32图纸汇总34概述1.精储操作对塔设备的要求和类型对塔设备的要求精储所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相 传质所用的塔设备，首先必须要能使

2、气、液两相得到充分的接 触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要， 塔设备还得具备下列各种基本要求： 气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的 雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范 围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保 证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这 将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精储操作， 过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破 坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调

3、节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求， 况且上述要 求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点， 设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精储操 作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气 -液传质设备，具种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不 同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、 浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的 是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪 五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅

4、速发展，相继出 现了大批新型塔板，如 S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌 形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前 从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔 及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60%,为浮阀塔的80%左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。小孔筛板容易堵塞。2.精储塔的设计

5、步骤本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精储装置的流 程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。蒸储塔的工艺计算，确定塔高和塔径。塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校 核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。抄写说明书。(6)绘制精储装置工艺流程图和精储塔的设备图。本设计任务为分离甲醇和水的混合物， 对于二元混合物的分离， 应采用连续常压精微流程。设计中采用泡点进料，将原料液通 过预热器加热至泡点后送入精储塔内。塔顶上升蒸气采用全凝 器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品 冷凝

6、器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比 比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸 气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐.物料衡算(1)甲醇的摩尔质量为 32.04kg/mol ;水的摩尔质量为 18.02kg/mol ;浓度应为质量浓度即质量分率由此可算由进料产品的摩尔分率Xf=0.2Xd=0.995Xw=0.005(假定残夜中甲醇含量不高于0.5%)(2)原料液及其塔顶，塔底的产品平均摩尔质量Mf=32.04*0.2+18.02* (1-0.2) =20.824kg/molMd=32.04*0.995+18.02 *(1-0.995)=31.97kg/molMw=3

7、2.04*0.005+18.02*(1-0.005)=18.09kg/mol原料的处理量 F=416/20.824=19.98kmol/h由总物料衡算 F=D+WFXf=DX d+WX w得 D=3.94kmol/h W=16.04kmol/h塔板数的计算由y= 1ax 及甲醇一水在不同温度下的汽一液平衡组成y 1+(： -1)x温度 液相 气相a 温度液相 气相a0.053 0.2830.208 0.62714'.33.0.076 0.4000.231 0.64871.95.0.0920.4350.2810.67763.85.0.1250.4830.2900.68071910.131

8、0.5450.3330.69155.38.0.1670.5580.3510.73446.37.82.30'181O'"6.1573.80.4624.028560.5290.7970.7700.8962 1.12.0.5930.8180.8740.9197 3.14.0.6840.8499 2.i= J%.%9 =4.83得到相平衡方程_:x = 4.83Xy= 1+(:-1)x 1+3.83X由于泡点进料则q=1 Xq=Xf=0.2且q线过相平衡线yq=4.83*0.2 =0.551+3.83*0.2xD-yq 0.995 -0.55Rmin= yq -xq = 0.

9、55-0.2 =1.27取操作回流比为1.6倍R=1.6Rmin=2.031精储塔的气液相负荷精微段的液相流量：L=RD=2.03*3.94=7.998kmol/h精微段的气相流量：V= ( R+1 )D=3.03*3.94=11.94kmol/h提 储 段 的 液 相 流 量L'=L+qF=7.998+19.98=27.978kmol/h提储段的气相流量：V'=V- (1-q)F=11.94kmol/h2操作线方程精微段操作线方程 y= 含 x+H;=0.67x+0.3284R 1R 1 LxWx“提微段操作线方程v=,''方=2.3436x-0.0067L

10、-W L W3逐板计算法求理论塔板数因为塔顶为全凝器y1 =xd =0."5通过相平衡方程求得X1 =y = 0.97634.83 -3.83yl再通过精储段方程以及相平衡方程循环求得数据如下:y2 =0.9835X2 = 0.9208y3=0.9453X3=0.7816y4=0.8521X4=0.544y5=0.6929X5=0.3184y6=0.5417X6=0.1966<0.2=Xfy7=0.4541X7=0.1469y8=0.3376X8=0.0954y9=0.2169X9=0.0542y10=0.1203X10=0.0275yn=0.0577Xn=0.0125y12=

11、0.0225X12=0.00474<0.005 =Xw由此可得进料板的位置Nf=6总理伦塔板数Nt=12 （包括再沸器）4实际板层数 板效率设为0.6精储段的实际塔板数N 精=5/0.6=8.3阕提储段的实际塔板数N提=6/0.6 70 (不包括再沸器)5精储塔工艺条件及有关物性数据的计算5.1 操作压力的计算进料板压力为 Pf=101.325+0.7*9=107.625kpa精微段平均压力 P 精=(101.325+107.625) /2=104.475kpa塔釜板的压力Pw=101.325+0.7*19=114.625kpa提储 段的平 均压力 P提=( 107.625+114.62

12、5)/2=222.25kpa5.2 操作温度的计算根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得温度，匕Xy潟度”Xy1000.000.0075.30.40072996.40.020.13473 J0.500.77993.50.040.23471.20.60O.32591.20.060.3046930.70U.S7089.30用0.36567.60川00.91587.70.100.4 IS66.00.900.958叫40.150,51765.00.95口卬9KI.70.20057964.5L00I.IM)7B.00.300.665塔顶温度tD=64.62C进料板温度tf=81.7C塔釜温度tw

13、=99.1C精微段的平均温度tm= (64.62+81.7) /2=73.16C提储段的平均温度tm1= (81.7+99.1) /2=90.4C5.3 平均摩尔质量的计算a.塔顶平均摩尔质量计算由 XD=y1=0.995 x1=0.9763MvDm=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMLDm=0.9763*32.04+(1-0.9763)18.02=31.71kg/kmol b.进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算法计算得到yF=0.5417 xf=0.1966MVFm =0.5417*32.04+(1-0.5417)*18.02=25.61kg/

14、kmo lM LFm =0.1966*32.04+(1-0.1966)*18.02=20.78kg/kmo lc.塔釜平均摩尔质量计算由主板计算法 y12=0.0225X12=0.00474MVWm=0.0225*32.04+(1-0.0225)*18.02=18.33kg/km olM LWm =0.00474*32.04+(1-0.00474)*18.02=18.09kg/k mold.精储段平均摩尔质量31.97 25.61MVm=2=28.79kg/kmol31.71 20.78MLm=2=26.245kg/kmol e.提储段平均摩尔质量25.61 18.33M'Vm=2=2

15、1.97kg/kmol20.78 18.09M'Lm=2=19.435kg/kmola气相平均密度的计算由理想气体状态方程及得：e rPmMvm104.475父 28.793精微段 Pvm=q= 1.045kg/m3用田小RTm8.314x(73.16 +273.15 )工印 >Pm'M vm'222.25x21.973提储段 Pvm' =一"=1.615kg/m外出”RTm'8.314x(90.4+273.15 )b液相平均密度的计算温度 0c5060708090100特醇760751743734725716铢988.1983.2977

16、.8971.8965.3958.4牛醇0.3500.3620.2770.2510.225取0.4790.4140.3620.3210.288布醇18.7617.8216.9115.8214.89电66.264.362.660.758.8计算公式塔顶液相平均密度的计算由tD=64.62C由内插法得到P甲=747.168kg /m3P7K =980.613kg/m3由公式得5= 747.7kg/m3进料板液相的平均密度由tf=81.7 C由内插法得P甲=732.47kg/m3P水=970.695kg/m3进料板液相 的质量 分'f=0.3080.2 32.040.2 32.04 0.8 1

17、8.02lFm =882.31 kg/m3塔釜板液相的平均密度由tw=99.1 C由内插法得;甲=716.81kg/m3 3P水=959.02kg / m质量分数 w =0.009由公式得 Wm = 956.11kg/m3精微段液相 的平均 密P , LMP , LM747.7 882.312一 一3-815.005kg/m3882.31 956.1123=919.21kg/m提储段液相的平均密度5.5 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即Slm =Z Xi &塔顶液相平均表面张力的计算由tD=64.62C查上述表得, 甲=18.326mN /m$水=65.29mN /m

18、、ldm =0.995 18.326 1 -0.995 65.29 =18.56mN/m进料板液相的平均表面张力由tf=81.7得, 甲=16.72mN /m6水=62.28mN /m、LFM =0.2 16.72 0.8 62.28 =53.168mN/m塔釜板液相的平均表面张力由tw=99.1 C得、甲=14.97mN / m秣=58.97mN /m、lwm =0.005 14.97 0.995 58.97 = 58.75mN /m精储段和提储段的平均表面张力18.56 53.1682= 35.864mN/m53.168 58.752= 55.96mN/m5.6 液体平均粘度的计算液相平均

19、粘度依下式计算即lg w Lm=I3 xilg pi塔顶液相平均粘度计算由1d=64.62Ci由内插法得N 甲=0.3289mpa.s 标=0.4479mpa.slgLDM =0.995lg0.3289 0.005lg0.4479 = 0.329mpa.s进料板液相的平均粘度计算由tf=81.7C口甲=0.2726mpasK =0.355mpaslg Jlfm =0.2 lg 0.2726 0.8 lg0.355 =-0.4727lfm =0.3367mpas塔釜板液相的平均粘度计算由tw=99.1得甲=0.227mpa.sH7K =0.291mpaslgLWM =0.005lg0.227 0

20、.995lg 0.291 = -0.5366LWM =0.2906mpa.s精储段和提储段液相的平均粘度0.329 0.3367LLm =0.333mpa.s2,0.3367 0.2906lm ' - 0.314mpa.s26精储塔塔体工艺尺寸计算6.1塔径的计算精微段的气液相体积流率Vs =VM vm360011.94 28.793600 1.045= 0.0914m3/sLs=LM 1m3600 :1m7.998 26.2453600 815.005= 0.0000715m3/s提储段的气液相体积流率V's =V'Mvm'3600 ：vm'11.94

21、 21.973600 1.615= 0.045m3/sL's3 .=0.000164m /sL' M lm ' _ 27.978_19.435 3600Tlm' 一一3600919.21f p _ p精微段液泛气速Uf =CC为气体负荷因子：G气液流动参数FP= Lslm0.0000715 815.005,0.02180.0914 : 1.045预计设计的塔为小型故板间距取 300mm查图得C20=0.068C=C20 巴=0.068竺竺41=0.076<20 .J、20 .J最大空塔气速由液泛气速c ：LM - : VMcc” 815.005-1.045

22、，=CLM VM =0.076 .=2.121m/svm:1.045去安全系数为0.8则空塔气速为2.121*0.8=1.7m/sD 产陌国= 0.26圆整为标准0.4m，二 uF 3.14 1.722塔截面积为 At= 3.14 0.4 = 0.1256m244实际空塔气速Ufs J。914 =0.73m/sAt0.12566.2 精微塔的有效高度计算精微段的有效高度为Z精=(N精-1) Ht =(9-1p.3 = 2.4m提储段的有效高度为Z提二N提 一1 Ht = (10-1) 0.3 -2.7m在进料板上方开一个人孔，人孔高度为0.7m直形2、23故精储塔的有效高度为Z =Z 精 +Z

23、 提 +0.7 =2.4+2.7+0.7 =5.8m6.3 塔板主要工艺尺寸的计算6.3.1 溢流装置的计算因塔径为0.4m可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘 堰长为 lw -0.6D =0.6 0.4 =0.24 m、/乂、人,后a (hi 板上清液层局度温流隔度由Tow hl -堰上液层高度溢流堰板的形状有平直形和齿形，设计中一般选用平2箫旧弗"式Lh塔内液体流量，m3/sE液流收缩系数由上图查得-2.84/0.0000715x3600 丫3 o how = = 2.98mmE取11000 <0.24)2一,2.84/0.000164x3600 13 一 0how

24、9; = = 5.18mm10000.241取板上清高度为hL=50mmhw = hL -how =50-2.98= 0.047m儿'=儿- how =50-5.18= 0.045m弓形降液管宽度Wd和截面积Af也=0.15±=0.052DA2Af=0.052*0.1256=0.0065mwD =0.15 0.4 =0.06m所以依式计算液体在降液管中的停留时间精储段：- 3600AHT Lh提储段：3600AH Lh降液管底隙高度h03600 0.0065 0.3 一 cl 27.27s 3-50.0000715 36003600 0.0065 0.30.000164 36

25、00=11.89s . 3-5h0小一0.006 = 0.041m由于塔径为0.4m则选用平行受液 IV = 1%'-0.006 = 0.039m盘进口堰高度为hw' = hw=47mm6.3.2 塔板的布置边缘区宽度确定取 wS = wS =0.04m Wc=0.03m 开孔区面积计算Aa =2xjr A 0 0.0638m筛孔计算及其排列选用5=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=4mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为3>4=12mm筛孔数目n为 n=1155AL =511.7 t2开孔率=0.907(d0 )2=10.08%A筛板上筛孔总面积=%=0.0064精微段气

26、体通过阀孔的气速 x2 +r2sin 1 x 2 二rD r = -Wc 2D x -Wd -Ws2Vs0.0914U0二=14.28m/sA。0.0064提储段气体通过阀孔的气速：Uo' = 7.03m/ s6.4 精储塔的流体力学验算6.4.1 塔板压降干板阻力hc由于筛板的开孔率小于15顺二= 0.051处）但） c0（由"=4/3得 a =0.78） 6精储段h”0.022m提储段 hc = 0.0073气体通过液层的阻力%计算充气系数。与Fa的关联图精储段：Ua=0.767 气相动能因子 F°=UaJPv =0.784At -Af"查得0 =0.

27、7充气系数反应板上液层 的充气程度几=PhL =0.05*0.7 = 0.035m提储段Ua' = =0.38 气相动能因子 F0=Ua%叵=0.48At Af查得0 =0.77充气系数反应板上液层 的充气程度hi'=PhL =0.05* 0.77 = 0.0385m液体表面张力的阻力计算h。计算可用h仃=卷精微段：ha=0.0045m提储段 hG = 0.0062m有公式町=hpPig其中hp =儿+与+儿精微段 hp =0.022+0.035+0.0045=0.0615mPp =0.0615*9.81*815.005=491pa<0.7kpa提储段 hp =0.007

28、3+0.0385+0.0062=0.0518 ppp'=0.0518*9.81*919.21=467pa<0.7kpa6.4.2 液面落差对于Dw1.6m的筛板，液面落差可以忽略不计。6.4.3 液沫夹带5.7M10-6ua32eV -( a )3 (kg 液/kg 气)vHHt -hfhf =2.5hL =2.5x0.05 = 0.125m (塔板上鼓泡层高度)精微段：ev =0.018 0.1提储段：葭=0.001 0.1本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内，符合要求6.4.4 漏液筛 板 塔，漏液 点 气 速 uow =4.4C0 J(0.0056 +0.13

29、h L h, pL/pV 精微段：Uow = 8.35m/s 提储段：Uow'= 6.29m/s实际孔速：精微段u。=14.28/35提储段u0'= 7.03>6.29 稳定系数：精微段：K = U0=1.71 1.5 U ow提储段：叱=1.12U ow设计无明显液漏符合要求6.4.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内清液层高Hd< 0(HT hw )对于设计中的甲醇-水体系(|) =0.5Hd< 0.1735 塔板上不设置进口堰精微段：hd =0.153( Ls ) =0.153,0.00007151=5.8x10学m(Lwh。<0.24x0.041

30、 JHd =hp hL hd =0.116m <0.1735 Vs.min'= 0.524丫0.0053 +0.221Ls 33提储段：hd' = 0.153f- =0.153 0.000164 i =8.2M10，mLwh。' J<0.24x0.039 JHd' = hp' hL hd' = 0.1m <0.1735所以不会发生淹泛现象以上各项流力学验算可认为精储段、提溜段塔径及各项工艺尺寸是适合的。6.5 塔板负荷性能图6.5.1 漏液线由 uow =4.4C0 J(0.0056+0.13hL h。)pL"VVS,

31、minuow 二A0hL = hw howVs.min = 4.4c0 A0ff"0.0056 +0.13iiih/EJw /Fl11-hJA/PV，J,/2Vs.min =0.613«0.0072+0.221Ls 3提储段：Vs.min =4.4C0A。1"0.0056 +0.13上 2.84 Ihw4E.1000vJw >23l1-h$pL/pV 'J ,漏液线计算结果3Ls / (m /s)0.6父1041.5x10,3.0x104.5父10精储段VS/(m3/s)0.0570.0620.06660.07提储段VS/(m3/s)0.0430.0

32、530.0570.0566.5.2液沫夹带线以8 = 0.1kg液/kg气为限求Vs-Ls关系：5.7X10-6ua 3 2(a满 it 占、eV一(T() (kg 位/kg 工)HT精僭段-u = '，s- Vs =8 3 Vu目出行又ua At-0.0 Vs-Af 0.12hf =2.5hL =2.5-2+ how )=0.12+0.052Ls 35.7X10-6Ur/ a3.2_c . 阳/ n d _7 cc/-7i 23e/ () u.i 1寸 v s u. i ' U.Uf s 1-s。1HT -hf提储段：V 's 二a 2 7ua 8.3 VsAT -

33、Afhf =2.5hL =2.5小2+ how )=0.12 + 0.052Ls 35.7X10-6ua、3.2 cCC CL/I 23e, -()=0.1 传 Vs 0.18/ - 0.054Ls。1HT -hf液沫夹带线计算结果Ls/(m3/s)0.6M107 1.5M107 3.0M10* 4.5M104精储段0.16970.16940.16900.1687Vs / (m3 / s)提储段0.18660.18630.18590.1855Vs / (m3 / s)6.5.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m,作为最小液体负荷标准，由下式得堰上液层高度how2.8

34、4 E2/33600 Ls1000=0.006m精微段最小的液体体积流率Ls 二0.006乂1000 平2.8436000.24 =2.05 10/m3/s同理，提微段最小的液体体积流率0.006x10002.8436000.24 =2.05 10/m3/s据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图6.5.4 液相负荷上限线以日=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得匚胆;4Ls故，精储段的最大液体体积流率Ls.max0.0065 °.3 =4.9 10提储段的最大液体体积流率Ls.max0.0065 0.34= 4.9 106.5.5液泛线Hd" (HT +hw)由

35、 Hd =g +hL +hd，hp =% +hl +%，h| =£0hL， hL hw +how2得 aVs2 =b -cLs2 dLs0.051 PV a =()(A。)2 pl其中廿十(。-hw带入数据2c=0.153/(lwh0)233600 2/3d =2.84x107e(1+%)()2/3lw精微段a=2.6提储段a=2.6b=0.0936b=0.096C=1580c=1746d=2.9d=3.06精微段 Vs2 =0.036-607.7Ls2 -1.1Ls23提储段 Vs2'= 0.037 671.5Ls2 -1.18Ls23液泛线计算结果Ls /(m3 / s)

36、0.6101.5父10,3.0乂10，4.5黑10二精储段0.1670.1420.087-0.0787VS /(m3 / s)提储段0.170.140.08VS /(m3 / s)6.5.6操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线图6.6.4塔底出料管取 Uw"6m/Sd'.M1：、0.011m=11mm选用冷拔无缝钢管 20mm 3mm6.6.5塔底蒸汽出料管4x0.045 日 0.056m18 3.14选用热轧无缝钢管76mm 8mm7热量衡算表4-1甲醇水的比热容107.1比热容及汽化热

37、的计算甲醇温度/C比热容/mol kkJ汽化潜热kJ /kg4083.3211496088.311288094.291070100101.31030水温度比热容/(kg k)kJ汽化潜热J/mol504.178604.18364无4224766无421537080901004.1874.1954.2044.212塔顶温度下的比热容64.62 C对于甲醇 比热容为89.89 对于水为 75.33 kj/(kmol k)Cd =cp0Xd cpw1-xD =89.89 0.995 75.33 0.005=89.82kj / kmol k进料塔温度81.7 C甲醇的比热容为 94.61水的比热容为

38、75.61 kj / kmol kCf =Cp°Xf Cpw 1 -Xf =94.61 0.2 75.61 0.8 = 79.41kj / kmol k塔底温度为99.1甲醇的比热容为100.2水的比热容为 75.88 kj / kmol kCW =CP0XW cpw1-xW =100.2 0.005 75.88 0.995 = 76kj / kmol k塔顶温度下的汽化潜热o = 1112.601kJ / kg w = 2343.635kJ / kg=oXDw(1fD) =1155.69kJ/kg7.2热量衡算(1) 0c时塔顶上升的热量 Qv,塔顶0c为基准Q/=VCpDtD 4

39、VTMVD=78.527889.38(65.31273.15+78.52381155.6:931.69=5251575.75kJ /h(2)回流液的热量 QR t d =65.31 C CpR=89.38KJ /(mol -K)QR=LC pRtR =39.7578 89.38 273.15 65.31 =1203037.781kJ / h(3)塔顶储出液热量 Qd C pR = 89.38 KJ / (mol K )QD =DCpDtD =38.76M89.38M(273.15 + 65.31)=1172550.264<J/h(4)进料热QFQF =FCpF tF =70M84.52&

40、#171;273.15 +72.25) = 2043524.56kJ/h(5)塔底残液热QwQW =WCpWtW =31.24M76.62x(273.15+95.32) = 881973.0345<J/h(6)冷凝管消耗热QCQC =QV -QR-QD =5251575.754l203037.7841172550.2642875987.70J/h(7)再沸器提供热QB :塔釜热损失10%。即Q钓=0.1Q° 损 Bqb+qf=qc +qw +qd *Q损即实际热负荷：0.9QB=QC+QW+QD-QF2875987.706 +881973.0345 +1172550.264 - 2043524.56计算得：QB =3207762.