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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计题 目分离丙酮-水连续浮阀式精馏塔工艺设计板式精馏塔的工艺设计系 （院）专 业班 级学生姓名学 号指导教师职 称讲师二一二年 六 月 十三 日专心-专注-专业目 录 3.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、73.1.3相对挥发度的计算73. 3热量恒算83.3.2加热介质的选择93.3.3热量衡算93.4.1精馏段与提馏段操作线方程及线方程113.4.3实际塔板数143.5.1操作温度的计算153.5.7气液负荷的计算223.6.1塔径的计算233.6.2精馏塔塔有效高度的计算253.6.3溢流装置的计算253.6.4塔板布置293.7浮阀
2、板的流体力学验算323.7.1塔板压降323.7.2淹塔343.7.3雾沫夹带353.7.4漏液363.7.5液泛363.8.1液沫夹带线关系式383.8.2液相负荷下限线关系式393.8.3漏液线系式393.8.4液相负荷限线关系式403.8.5降液管液泛线关系式40第一 主要符号说明45二 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表47工艺流程图51化工原理课程设计任务书一、设计题目分离 丙酮-水 混合液（混合气）的连续 浮阀 式 精馏塔二、设计数据及条件生产能力：年处理 丙酮-水 混合液（混合气）： 80000 万吨（开工率300天/年）；原 料：原料加料量 F11111.1kg/h丙酮 含
3、量为 30 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体）；分离要求： 塔顶 丙酮 含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底 丙酮 含量不高于（不低于）2.0 %。 塔顶压力 p0.Mpa（绝压） 塔釜采用0.5Mpa（表压）饱和蒸汽间接加热2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，冷进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及 精、 提 馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学核算（3）塔板的负荷性能图4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图引言本设计是以丙酮水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。
4、浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过画图计算得出理论板数为7块，回流比为0.432,算出塔效率为0.3056，实际板数为17块，进料位置为第7块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为0.8米，有效塔高12.80米，浮阀数（提馏段每块50）。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。第1章 前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是
5、沸点低的B物质，而残液是沸点高的A及A-B共沸物物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，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类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是
6、时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用第二章 精馏塔的设计计算一.操作条件及基础数据2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精
7、馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于丙酮-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101.325kPa。2.1.2汽液平衡时，x、y、t数据理想系统Antoine方程式中:在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg；T温度 ,；A、B、CAntoine 常数表2-1-2 丙酮的Antoine 常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系统 表2-1-2 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮（mol分率）温度丙酮(mo
8、l分率)温度丙酮（mol分率）温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0注：摘自化工原理课程设计 P32表3-9二.精馏塔工艺简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料
9、预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。原料预热器精 馏 塔冷凝器贮槽冷却器贮槽再沸器残液贮槽第三章 精馏塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 水的摩尔质量 原料加料量 F80000t/a进料组成 xF30%(质量百分数，下同)馏出液组成 xD98%釜液组
10、成 xw2%塔顶压力 p0.Mpa 所以 =kg/h=11111.1kg/h进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、： = = =进料平均相对分子质量:=0.11758.08+(1-0.117)18.02=22.71kg/kmol原料液： F=489.26kmol/h总物料： F=W+D （1）易挥发组分： F=D+W （2）由（1）、（2）代入数据解得：D=58.134 W=431.126 塔顶产品的平均相对分子质量： =58.080.938+18.02（1-0.938）=55.60kg/kmol塔顶产品质量流量： =D=55.6058.134=3232.256kg/h塔釜产品平均相对分子质
11、量： =58.080.0063+18.02（1-0.0063）=18.272kg/kmol塔釜产品质量流量： =W=431.12618.272=7877.534kg/h物料衡算结果表3-1-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）3232.2567877.53411111.1质量分数/%98230摩尔流量/(kmol/h)58.134431.126489.26摩尔分数/%93.80.6311.73.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、查表3-1-1（1），用内插法算得：塔顶： 57.12 57.45塔釜： 95.40进料： 65.45精馏段平均温度： =6
12、1.45提馏段平均温度： =80.403.1.3.平均相对挥发度在温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为：精馏段： =61.45 提馏段： =80.40将分别代入得： 3.2回流比的确定3.2.1回流比的确定泡点进料：Rmin=因为R/ Rmin=1.6 所以R= Rmin*1.6=0.4323.3热量恒算3.3.1热量示意图（图略）3.3.2加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度
13、控制困难。本设计选用300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。（1）冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳，沈阳市夏季最热月份日平均气温为25。故选用25的冷却水，选升温10，即冷却水的出口温度为35。3.3.3热量衡算已求得：57.12 57.40 95.40 65.45精馏段平均温度： =61.45提馏段平均温度： =80.40温度下: =135.91kJ/(kmol
14、K)； =76.04kJ/(kmolK)； =135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)；温度下： =143.46kJ/(kmolK)； =76.40kJ/(kmolK)； =143.460.0063+76.40(1-0.0063) =76.82kJ/(kmolK)温度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg； =5250.938+2812.5（1-0.938） =666.83kJ/kg塔顶： =58.080.938+18.02(1-0.938) =55.60kg/kmol（1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准， =83.248132
15、.2330.27+83.248666.8355.60 =.57kJ/h（2）回流液的焓57.40温度下： =135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(kmolK)； =135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)= 25.114132.20330.55=.92kJ/h（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以=58.134132.20330.27=.40kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=.57-.40-.92=.25kJ/h（5）进料口的焓温度下：=135.66kJ/(kmolK)； =75.68kJ/(kmolK)； =135.6
16、60.117+75.68(1-0.117) =82.70kJ/(kmolK)所以 =489.2682.70338.60=.16kJ/h(6)塔底残液的焓 =431.12676.82368.55=.05kJ/h（7）再沸器塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量 ， 加热器的实际热负荷 =.25+.05+.92-.16=.064=.85kJ/h（8）热量衡算结果表3-3-1（1） 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热/82.70132.2076.82热量Q/.16.52.92.05.853.4板数的确定3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及线方程精馏段操作线方程：提馏段操
17、作线方程：气液平衡方程： 由于塔顶为全凝器，从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽全部冷凝成饱和温度下的液体，故镏出液和回流液的组成均为离开第一层理论版的气相组成y，即=0.938,根据理论板的概念，自第一层塔板下降的液相组成x1与y1互成平衡，则 从第二层理论板上升的气相组成y2与x1符合精馏段操作线方程关系，由x1可求的y2，即 同理 则第三层理论塔板为进料板进行提馏段理论塔板的计算 由于 所以此塔理论板数为5（不含再沸器），第三层为进料板，精馏段塔板数为2，提馏段塔板数为3。 W=437.126kmol/h3.4.2全塔效率 由进料组成表3-4-2） 不同温度下丙酮-水黏度（mPas）
18、温度607080901000.2330.2150.1980.1850.1710.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均温度：=76.26由表2-2-3（1），利用内插法计算得：丙酮： 0.204 mPas水： 0.374 mPa因为所以， mPas mPas mPas全塔液体平均黏度： mPas已知，由表2-1-2（2），利用内插法计算得： 因此：x=4.87% y=61.54% 已求得23.36全塔效率=30.56%3.4.3.实际塔板数实际塔板数：=17块（不含塔釜） 第7块理论板为加料版表3-4-3丙酮-水在不同温度下的密度溫度=57.120.7410.985=95.4
19、00.6850.962=65.450.7270.980见化工原理书附录五P361及附录三P359经查表 得 泡点温度在此温度下 查文献 得 ： 则进料液再该温度下的平均粘度为：则板效率E 由计算0.3871则 实际塔板数： 第14块理论板为加料版3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.5.1操作温度的计算表3-5-1（1）丙酮-水在不同温度下的密度溫度=57.120.7410.985=95.400.6850.962=65.450.7270.9801.)塔顶温度计算查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.90和0.95时,其沸点分别为57.5、57.0塔顶温度为,则由内
20、插法:， 同理2.)进料板温度查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.1173.)塔釜的温度查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为0.00和0.02时,其沸点分别为100和99.3设塔顶温度为,则由内插法:，, 则 精馏段的平均温度: 提馏段的平均温度: 3.5.2操作压强塔顶压强：PD=101.325 kpa 取每层塔板压降:P=0.6 kpa 则 进料板压力: 塔釜 压力: 则 精馏段的平均操作压强: 提馏段的平均操作压强: 3.5.3气液两相的平均分子量 丙酮的摩尔质量 水的摩尔质量 由公式 得 1.)对于塔顶 对于液相平均分子量: 对于气体平均分子
21、量： 2.)对于进料板, 对于液相平均分子量: 3.)对于塔釜 对于液相平均分子量: 4.) 平均温度下的平均分子质量 平均温度 液相组分 气相组分 精馏段 61.45 0.2591 0.8239 提馏段 80.40 0.0371 0.6111故平均温度下各段气相的平均相对分子质量 精馏段 提馏段 平均温度下各段液体的平均相对分子质量 精馏段 提馏段 3.54各段摩尔组成 （百分含量） 平均温度下各段组成（摩尔百分量），经查附表（丙酮和水的平衡数据） 平均温度 液相组分 气相组分 精馏段 61.45 0.2591 0.8239 提馏段 80.40 0.0371 0.6111各段的组成（质量百分
22、量）塔顶：进料板：塔釜：精馏段平均温度下的含量：提馏段平均温度下的含量：3.5.5精镏塔各组分的密度1.）平均压力下气相平均密度 由 计算： 精馏段的气相平均密度： 提馏段的气相平均密度： 2.）液相的平均密度 由 计算 （1.）对于塔顶 查文献 ， 质量分率 则 （2.）对于进料板 查文献 ， 质量分率 则 （3.）对于塔釜 查文献 ， 质量分率 则 平均温度下精馏段的液相平均密度： 提馏段的液相平均密度： 丙酮相对密度（相对于水）塔顶：0.7410 进料：0.7270塔釜：0.6850 精馏段平均温度下：0.7373 提馏段平均温度下：0.70603.5.6 平均温度下液体表面张力的计算
23、由 计算则精馏段的液体平均表面张力： 查经查附表（表面张力） 则 提馏段的液体平均表面张力： 查附表（表面张力） 3.4.6气液负荷计算 均温下精馏段气液负荷计算： 均温下提馏段气液负荷计算： 3.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径的计算精馏段液气流动参数 取板间距，板上清液高度， 则 查史密斯关联图 得 又 液体的表面张力 取安全系数为0.7，则空塔气速： 则 按标准塔径园整后为： 塔截面积： 空塔气速提馏段液气流动参数 取板间距，板上清液高度， 则 查史密斯关联图 得 又 液体的表面张力 取安全系数为0.7，则空塔气速： 则 按标准塔径园整后为：，则塔截面积： 空塔气速3.6.2
24、精馏塔有效高度的计算 板式塔的有效塔高按下式计算 初选板间距 HT=0.45m 精馏塔有效高度有Z提=（N提-3）Ht=(3/0.3056-3)*0.45=3.07 在进料板处开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度为Z=(Z精+Z提)+0.8+0.8=2.50+0.8+0.8+3.07=7.17m3.6.3 溢流装置计算提馏段：因为D=0.7米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长 取 2.）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度how 由下式计算（一般设计时，堰上液层高度不超过，可取范围）近似取E=1，则 而堰高需满足取板上清液高度堰高一般在范围内，故取精馏段：因为D
25、=0.8米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长 取 2.）溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度how 由下式计算（一般设计时，堰上液层高度不超过，可取范围）近似取E=1，则 而堰高需满足取板上清液高度堰高一般在范围内，故取3.）弓形降液管宽度和截面积提馏段：弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到（查化工原理163页图）由 查 弓形降液管的参数 得, 故 降液管内液体的停留时间 依式 故 降液管设计合理精馏段：弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到（查化工原理163页图）由 查 弓形降液管的参数 得, 故 降液管内液体的停留时间 依式 故 降液管设计合理4
26、.）降液管底隙44高度 取 提馏段：则 故 降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离不小于选用凹形受液盘，深度精馏段： 取 提馏段：则 故 降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离不小于选用凹形受液盘，深度3.6.4塔板布置1.）边缘宽度的确定提馏段： 取 ， 2.）开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 其中： 故 精馏段：取 ， 开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 其中： 故 3.）浮阀个数及其排布 丙酮-水对设备无腐蚀性，可选用的碳钢板，在塔板上按等边三角形叉排排列浮阀， 选取F1
27、型浮阀，重型，其阀孔直径m 提馏段： 用式浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距t=75mm，则可按下式估算排间距式，即 考虑到塔的直径不大，必须采用整块式塔板，排间距不宜采用45mm,而应采用60mm。得阀数： 按50个重新核孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内塔板开孔率精馏段： 用式浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距t=75mm，则可按下式估算排间距式，即 塔板开孔率3.7浮阀板的流体力学验算3.7.1 塔半压降气体通过一层塔板的压降常将这些压降折合成塔内液体的液柱高度由；1.）提馏段：干板阻力的计算 干板阻力可计算如下：对型重阀可用以
28、下经验公式求算阀全开前（） 阀全开后（） 临界气速 故按浮阀未全开计算：精馏段：干板阻力的计算 干板阻力可计算如下：对型重阀可用以下经验公式求算阀全开前（） 阀全开后（） 临界气速 故按浮阀未全开计算：2.）气体通过液层的阻力计算 提馏段：气体通过液层的阻力由 计算取精馏段：气体通过液层的阻力由 计算取3.)液体表面张力所造成的阻力提馏段：因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高为 则气体通过每层板的压降： （设计允许值）精馏段：因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高为 则气体通过每层板的压降： （设计允许值
29、）3.7.2淹塔提馏段：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降压塔液管层高度 Hd可用下式计算，即 (1)与气体塔板的压降相当于的液柱高度通过（2）液体通过降夜管的压头损失（3）板上液层高度，取 取 则可见，符合防止淹塔的要求。精馏段：了防止淹塔现象的发生，要求控制降压塔液管层高度 Hd可用下式计算，即 (1)与气体塔板的压降相当于的液柱高度通过（2）液体通过降夜管的压头损失（3）板上液层高度，取 取 则可见，符合防止淹塔的要求。3.7.3雾沫夹带为了保证板式塔能维持正常的操作效果，将雾沫夹带限制在一定范围内，规定每上升气体夹带到上层塔板的液体不超过即控制雾沫夹带量 在下列泛点率数值范围内，一般可
30、保证雾沫夹带量达到规定的指标，即大塔 泛点率直径小于以下 泛点率减压塔 泛点率提馏段：液沫夹带由泛点率 计算泛点率可由经验公式计算泛点率经查170页图得泛点率精馏段：液沫夹带由泛点率 计算泛点率可由经验公式计算泛点率经查170页图得泛点率 故在本设计中液沫夹的泛点率在允许的范围内.3.7.4漏液 当上升气体流速过小，气体的动能不足以阻止液体经孔道下流时，便会出现漏液现象。漏液量达的气速为漏液速度，这是塔操作的下限气速。对于浮阀塔，取阀孔动能因数 进行计算，相应的漏液量接近。3.7.5液泛 提馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： 取 ， 则 而 板上不设进口堰，由 液柱得 液柱
31、 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： 取 ， 则 而 板上不设进口堰，由 液柱得 液柱 精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： 取 ， 则 而 板上不设进口堰，由 液柱得 液柱 故 在本设计中不会发生液泛现象3.8板负荷性能图3.8.1 液沫夹带线关系式提馏段：在式中，令，并将塔板有关数据代入Ls 0.00100.0020Vs 1.09731.0736精馏段：在式中，令，并将塔板有关数据代入Ls 0.00100.0020Vs 0.85020.83663.8.2液相下限线关系式提馏段：由，令E=1，取，并将代入，可得：精馏段：;由，令E=1，取，并将代入，可得：3
32、.8.3漏夜线关系式提馏段：对重型浮阀塔，以作为规定气体最小负荷的标准 精馏段：3.8.4液相上限线关系式提馏段：在中，令，并将和代入得精馏段：3.8.5降液管液泛线关系式提馏段：由降液管液泛校核条件式将（令其中E=1），hf（略去其中），和hd计算代入，可得： ；将有关数据代入得：精馏段 Ls0.00150.00300.00450.0060Vs2.932.782.312.19精馏段：由降液管液泛校核条件式将（令其中E=1），hf（略去其中），和hd计算代入，可得： ；将有关数据代入得：精馏段Ls0.00150.00300.00450.0060Vs1.020.970.900.82以Ls为横坐标
33、，Vs为纵坐标，可得塔板负荷性能图：在负荷性能图上，作出操作点P，与原点连接，即为操作线OP。由图可知，浮阀的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得提馏段： ， 故弹性操作为 注：1液相负荷下限线 2液相负荷上限线 3漏液线 4雾沫夹带线 5液泛线精馏段： 注：1液相负荷下限线 2液相负荷上限线 3漏液线 4雾沫夹带线 5液泛线第四章附属设备1.冷凝器 按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用的水作为冷却剂，逆流操作，将蒸汽冷却至同温度下的液体，而冷凝液由2.冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式 =32.1546 操作弹性为1.2， 表3-1公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积公称压力MPa27338200025标准图号 JB1145-71-2-39 设备型号 G273-25-32.再沸器选用U型管加热器，经处理后，放