筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计42页

1、西南石油大学化学化工学院课程设计报告题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计班 级：化学工程与工艺2009级姓 名：曹 新学号：0904040226指导教师：李 敏2012 年 7 月 6 日目 录第一部分 化工原理课程设计任务书1.设计题目 .42.工艺条件 .43.课程设计目的 .44.设计内容 . . .55.工艺流程示意图.5第二部分 主要设备设计计算及说明1.设计题目描述和设计方案的确定 .82.精馏塔的物料衡算 .82.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.8 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .9 2.3物料衡算原料处理量 .93.塔板数的确定 .93.1 理论塔板数N

2、T的求取 .93.2实际板层数的求取 .114.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 . .11 4.1操作压力计算 .11 4.2操作温度计算 .12 4.3平均摩尔质量计算 .12 4.4平均密度计算 .13 4.5液相平均表面张力计算 .144.6液相平均粘度计算.155.精馏塔的塔体工艺尺寸计算.15 5.1精馏塔径的计算.15 5.2空塔气速的计算.16 5.3精馏塔径的的确定.17 5.4实际空塔气速的计算.185.5精馏塔有效高度计算.186.塔板主要工艺尺寸的计算 .19 6.1溢流装置计算 .19 6.2塔板布置 .20 6.2.1塔板的分块 .21 6.2.2边缘区宽度确定

3、 .21 6.2.3开孔区面积计算 .21 6.2.4筛孔计算及其排列 .217.筛板的流体力学验算 .22 7.1塔板压降 .22 7.1.1干板阻力计算 .22 7.1.2气体通过液层的阻力计算 .22 7.1.3液体表面张力的阻力计算 .22 7.2液面落差 .23 7.3液沫夹带 . 23 7.4漏液 .23 7.5液泛.248.塔板负荷性能图.24 8.1漏液线.25 8.2液沫夹带线. .26 8.3液相负荷下限线 .27 8.4液相负荷上限线 . 28 8.5液泛线 .288.6 操作线 .308.7负荷性能图 .319. 主要附属设备设计计算及选型.329.1冷凝器的热负荷 .

4、329.2冷却水的消耗量 .349.3冷却器 .349.4加热器 .359.5进料管的设计 .359.6泵的选型 .369.7贮罐的计算 .37 10.设计一览表 . 37 11.主要符号说明 .3812.参考文献 .40 13.结束语 .40第一部分 化工原理课程设计任务书1. 设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计2. 工艺条件 生产能力: 22600吨/年（料液） 年工作日：300天 原料组成：50%苯，50%甲苯（摩尔分率，下同） 产品组成：馏出液 95%苯，釜液 3%苯 操作压强：塔顶压强为常压（表压0kPa） 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：间接蒸汽加热 回流比：

5、 23. 课程设计的目的 化工原理课程设计是以个综合性和实践性较强的教学环节,也是培养学生独立工作的有益实践,更是理论联系实际的有效手段.通过课程设计达到如下目的:1 巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化； 培养学生计算技能及应用所学理论知识部分分析问题和解决问题的能力； 熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法； 学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图； 训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力； 通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力； 学会编写设计说明书。4. 设计内容(1)确定精馏装置流程，

6、绘出流程示意图、塔器设备图。(2)工艺参数的确定基础数据的查找及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算,理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。(3)主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。(4) 流体力学计算流体力学验算，操作符合性能图及操作弹性。(5) 主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。料液泵设计计算：流程计算及选型。(6)设计结果总汇(7) 参考文献5.工艺流程示意图精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和

7、冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还

8、要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。连续精馏操作流程图 第二部分 主要设备设计计算和说明1.计题目描述和设计方案确定 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，在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物。具体工艺参数如下：生产能力: 22600吨/年（料液）年工作日：300天原料组成：50%苯，50%甲苯（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 95%

9、苯，釜液3%苯操作压强：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=2Rmin本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，取操作回流比为最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2. 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/kmo

10、l = = 0.541 = 0.957 = 0.0352.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 =0.54178.11+ (1-0.541)92.13=84.55kg/kmol =0.95778.11+ (1-0.957)92.13=78.71kg/kmol =0.03578.11+ (1-0.035)92.13=91.64kg/kmol2.3物料衡算原料处理量 =37.13kmol/h总物料衡算 37.13=D+W 苯物料衡算 37.130.541=0.957D+0.035W 联立解得 D=20.38 kmol/h，W=16.75 kmol/h3. 塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取苯

11、甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。3.1.1绘制苯甲苯的气液相平衡图。由手册可查得苯甲苯物系的气液平衡数据，并绘制图，如下：表41 苯甲苯物系的气液平衡数据苯（）00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.9231甲苯00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.92213.1.2求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图42 中对角线上，自点 e(0.5，0.5)作垂线e f即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 =0.71 =0.5R min =+= 1.14操作回流比为R = 2R min= 21.14= 2.283.1

12、.3求精馏塔的气、液相负荷 对于精馏段有 液相负荷L= RD = 2.2820.38 = 46.47kg/kmol 气相负荷V= (R+1)D = (2.28+1)20.38 = 68.88kg/kmol 对于提镏段有 液相负荷 = L + F = 46.47 + 37.13= 83.6kg/kmol 气相负荷 = V =68.88kg/kmol3.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为 + = + = 0.675x + 0.296提馏段操作线方程为=- = + = 1.214 -0.0073.1.5捷算法求理论塔板数 D=2.5791 F=2.4945 W=2.3084 m=2.4580 Nm

13、=7.14=0.35 查吉利兰图得 =0.32 总理论板层数 逐板计算：板层数气相组成y液相组成x10.9500.88520.8930.77230.8170.64540.7310.52550.6500.4540.5进料板位置 全塔效率 为塔顶及塔釜平均温度下的相对挥发度；为塔顶及塔釜平均温度下的相对平均黏度； 3.2 实际板层数的求取精馏段实际板层数 N精 =5/0.53 10提馏段实际板层数 N提 =6/0.53 12所以实际板层数 =N精 +N提=10+12=22块4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力计算塔顶操作压力 = 101.325kPa每层塔板压降 kPa4.1.

14、1进料板压力 = 101.325 + 0.711 = 109.025kPa精馏段平均压力 =(101.325+109.025)/2 = 105.175kPa4.1.2塔底压力 = + 0.716 = 109.025 + 0.715 = 119.525kPa提馏段平均压力 =(109.025+119.525)/2 = 114.275kPa所以塔内平均压力为： =(105.175+114.275)/2 = 109.725kPa4.2操作温度计算4.2.1计算方法的确定根据操作压力，由泡点方程通过相对挥发度法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算（迭代）。苯： =甲苯： =塔顶温度

15、 = 81.1进料板温度 = 94.6塔底温度 = 115.1 精馏段平均温度 =( + )/2 = (81.1+94.6)/2 = 87.85提馏段平均温度 = ( + )/2 = (94.6+115.1)/2 = 104.85塔的整体平均温度为： = ( + )/2 = (87.85 + 104.85)/2 = 96.354.3平均摩尔质量计算4.3.1塔顶平均摩尔质量计算由，查平衡曲线得 =0.885塔顶气相平均摩尔质量为 = 0.9578.11 + (1-0.95)92.13 = 78.81kg/kmol塔顶液相平均摩尔质量为 = 0.88578.11 + (1-0.885)92.13

16、 = 79.72kg/kmol4.3.2进料板平均摩尔质量计算由图解理论板得 = 0.721查平衡曲线得 = 0.502进料板气相平均摩尔质量为 = 0.690978.11 + (1-0.6909)92.13 = 82.44kg/kmol 进料板液相平均摩尔质量为 = 0.476378.11 + (1-0.4763)92.13 = 85.45kg/kmol4.3.3精馏段平均摩尔质量 气相平均摩尔质量为 = （78.81 + 82.44）/2 = 80.63kg/kmol 液相平均摩尔质量为 = （79.72 + 85.45）/2 = 82.59kg/kmol4.3.4提馏段平均摩尔质量计算

17、由x = = 0.03，查平衡曲线得 = 0.078 塔底气相平均摩尔质量为 = 0.07878.11 + (1-0.078)92.13 = 91.04kg/kmol 塔底液相平均摩尔质量为 = 0.0378.11 + (1-0.03)92.13 = 91.71kg/kmol提馏段平均摩尔质量 气相平均摩尔质量为 = （82.44 + 91.04）/2 = 85.98kg/kmol 液相平均摩尔质量为 = （82.59 + 91.71）/2 =87.15 kg/kmol4.4 平均密度计算4.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段： = = = 2.83kg/m3 提镏段：

18、 = = = 3.13kg/m3 4.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 = 塔顶液相平均密度的计算 由，附录查得 A =814.0kg/m3 B =810.0kg/m3 = 进料板液相平均密度的计算 由 = 94.6，附录查得 A =799kg/m3 B =797kg/m3 进料板液相的质量分率 = = 精馏段液相平均密度为 = (813.8+ 797.8)/2 =805.8 kg/m3塔底液相平均密度的计算由 = 115.1，附录查得 A =774.0kg/m3 B =779.0kg/m3 塔底液相的质量分率 = = 0.026 = = 778.9kg/m3提馏段液相平均密

19、度为 = (797.9 + 778.9)/2 = 788.4kg/m34.5液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算，即 = 4.5.1塔顶液相平均表面张力的计算由= 81.1，附录查得= 21.10mN/m = 21.50mN/m =0.9521.10 + 0.0521.50 = 21.12mN/m4.5.2进料板液相平均表面张力的计算由= 94.6，附录查得 = 19.48mN/m = 20.04 mN/m = 0.65019.48 + 0.45420.04 = 21.76mN/m 精馏段液相平均表面张力为 = (21.12 + 21.76)/2 = 21.44mN/m4.5.3塔底

20、液相平均表面张力的计算 由 = 115.1，附录查得 = 17.04mN/m = 17.84mN/m = 0.0317.04 + 0.9717.84 = 17.82mN/m 提馏段液相平均表面张力为 = (19.77+17.82)/2 = 18.79mN/m4.6.1塔顶液相平均粘度的计算液相平均粘度以下式计算： 由= 81.1，附录查得 = 0.315mPas = 0.325mPas = 0.95(0.315) + 0.05(0.325) 解出 = 0.315mPas4.6.2进料板液相平均粘度的计算 由= 94.6，由化学化工物性数据手册查得 = 0.262mPas = 0.274mPas

21、 = 0.650(0.262) + 0.454(0.274) 解出 = 0.233mPas 精馏段液相平均粘度为 = (0.315 + 0.233)/2 = 0.274mPas4.6.3提镏段液相平均粘度的计算由= 115.1，附录查得 = 0.224mPas = 0.248mPas = 0.03(0.224) +0.97(0.248) 解出 = 0.247 提馏段液相平均粘度为 = (0.233 + 0.247)/2 = 0.240mPas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1精、提馏段塔径的计算5.1.1精馏段的气、液相体积流速分别为= = = = 5.1.2提馏段的气、液相体积流速分别为 =

22、= = = 所以精馏塔平均气、液相体积流速分别为 = ( +)/2 = (0.545 + 0.526)/2 = 0.5355m3/s = ( +)/2 = (0.00196 + 0.00257)/2 = 0.00226m3/s5.2空塔气速的计算空塔气速是指在没有塔板和液体的空塔中的流动速度，可定性反映气流在穿越塔板及液层时的速度。在流量一定的条件下，空塔气速越大，则气流穿越塔板的速度越快，塔径越小，气液两相的接触时间越短，板效率越低，所需的塔板数越多，同时易发生过量液沫夹带等不正常操作现象；反之亦然。因此，操作空塔气速必须合理确定。由 max = CC蒸气负荷因子，m/s L液相密度，kg/

23、m3V气相密度，kg/m3式中C由式1 计算，其中的C20由史密斯关联图查取，图1 史密斯关联图图中 HT塔板间距，m； hL板上液层高度，m；V ,L分别为塔内气、液两相体积流量，m3/s； V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 图的横坐标为精馏段 1/2 = 1/2 = 0.0607提馏段 1/2 = = 0.0775取板间距，则 5.2.1精馏段塔径的确定查史密斯关联图得 精馏段C20 = 0.069 C = C20 = 0.069= 0.0700 m/s 式 1 = 取安全系数为0.7，则空塔气速为 = 0.7=0.71.211 = 0.8134m/s所以精馏段塔径为 D =

24、= 5.2.2提馏段塔径的确定查史密斯关联图得 提馏段C20 = 0.078 C = C20 = 0.078= 0.071 = 0.071 取安全系数为0.7，则空塔气速为 = 0.7=0.71.125 = 0.787m/s所以提馏段塔径为 D = = 5.3精馏塔塔径的确定 由于精馏段塔径与提馏段塔径相差在200mm之内，所以按标准塔径圆整后塔径为 D = 1.1m5.4实际空塔气速的计算塔截面积为 = D2 = 1.12 =0.950实际空塔气速为 = 5.5精馏塔有效高度的计算5.5.1精馏段有效高度为5.5.2提馏段有效高度为在进料板上方开一入孔，其高度为0.8 m故精馏塔的有效高度为

25、 Z = Z精 Z提 0.8 = 8.8m6.塔板主要工艺尺寸的计算6.1溢流装置计算为提高传热和传质的效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，液体在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流，双溢流，阶梯双溢流，U型流等几种形式。确切的选择方式见下表：表61塔径/mm液体流量/(m3h-1)U型流单溢流双溢流阶梯双溢流100074514009702000119090160300011110110200200300400011110110230230350500011110110250250400600011110110250250450因塔径 D = 1.1m，可选用单溢流弓形降液管，采用

26、凹形受溢盘。各项设计如下：6.1.1堰长 是维持板上液位，保证两相接触时间的装置，一般有平堰与齿形堰两种，多采用平堰。 = 0.68D =0.681.1 = 0.748 m6.1.2溢流堰高度 由 = 选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 近似取E = 1，则精馏段 = 12/3 = 0.0127m 提留段 = 12/3 = 0.0152m取板上清液层高度 精馏段 = 0.06 0.0127 =0.0473 m提留段 = 0.06 0.0152 =0.0448 m6.1.3弓形降液管宽度 和截面积 故 = 以下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段= = 5 s提留段= = 5 s故降液管

27、设计合理。6.1.4降液管底隙高度 = 取 精馏段= 提馏段= 精馏段= 0.0473 0.022 =0.0253m0.013 m 提馏段= 0.0448 0.029 =0.0158m0.013 m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受溢盘，深度= 50 mm6.2 塔板布置6.2.1塔板的分块 因 800 mmD1200 mm，故塔板采用分块式。查表6-2得，塔板分为3 块。分块式塔板即降液区以外的部分是由若干块钢板组装而成，装在焊与塔体内壁的塔板支撑件上，塔身为焊制整体圆筒，不分塔节。表62塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34566.2.

28、2边缘区宽度确定 取= = 0.085 m， e = 0.050 m。6.2.3开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算，即 故6.2.4筛孔计算及其排列 苯甲苯物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 筛孔数目 n为 = 开孔率为 体通过阀孔的气速为 精馏段 = = 提馏段 = = 7.筛板的流体力学验算7.1塔板压降7.1.1干板阻力 计算 干板阻力由下式计算，即 = 由 ,查图2得，=0.768 故 精馏段 液柱提馏段 液柱7.1.2气体通过液层的阻力hl 计算 气体通过液层的阻力hl 由下式计算，即 精馏段 = = 提馏段 = = 精馏段 提馏段 查手册

29、，得。 精馏 =液柱 提馏 =液柱7.1.3液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即 精馏段 = = 液柱 提馏段 = = 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即精馏段 液柱提馏段 液柱 气体通过每层塔板的压降为精馏段 (设计允许值)提馏段 (设计允许值)7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本里的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。7.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 精馏段 提馏段 故在本设计中液沫夹带量V在允许范围内。7.4漏液对筛板塔，漏液点气速u0.min 可由下式计算，即精馏段提馏段实际孔速 u0 = 11.47m/s u0.m

30、in稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从下述关系，即 苯甲苯物系属一般物系，取= 0.5，则 精馏段 0.5(0.40 0.0473)0.224 m提馏段 0.5(0.40 0.0448)0.222 m而 板上不设进口堰， 可由下式计算，即 液柱精馏段 液柱提馏段 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。8塔板负荷性能图为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求要有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下，要允许流量在一定的范围内波动。将允许的最高气量与最低气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的可调节范围越宽，可操作性越强。工程

31、上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于34之间。8.1漏液线 在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于表91 。表91 0.00060.4780.00150.4990.00300.5260.00450.547 由此表数据即可作出精馏段漏液线1。 0.00060.5570.00150.5730.00300.5940.00450.610 由此表数据即可作出提馏段漏液线1。 8.2液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 = 整理得 整理得 在

32、操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00061.5130.00151.4540.00301.3770.00451.313 由此表数据即可作出精馏段液沫夹带线2。0.00061.4840.00151.4270.00301.3540.00451.292 由此表数据即可作出提馏段液沫夹带线2。8.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下式得 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。8.4液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量

33、过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由下式得 = 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 8.5液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在筛板塔板的流体力学验算中通常对液沫管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd令：联立得 式中 将有关数据带入，得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00062.4370.00152.276

34、0.00302.0250.00451.758 由此表数据即可作精馏段出液泛线50.00062.2080.00152.0720.00301.8740.00451.680 由此表数据即可作提馏段出液泛线58.6 操作线8.6.1由 精馏段 故精馏段操作线.为 提馏段 故精馏段操作线为 8.6.2根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图精馏段筛板塔的负荷性能图精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液沫夹带，下限为漏液控制。由图查得 故精馏段操作弹性为 故提馏段操作弹性为 9. 主要附属设备设计计算及选型.9.1冷凝器的热负荷蒸发潜化热的计算：蒸发潜化热与温度的关系：式中蒸发潜热 对比温度表9.1 沸点下蒸发潜热列表物质沸点/蒸发潜热苯80.1393.9562.10甲苯110.63363591.72由上表使用内插法，计算出由上知,故由Pitzer偏心因子法式中偏心因子 对比温度式中塔顶上升蒸汽的焓塔顶溜出液的焓又式中塔顶液体质量分数R=1.149.2冷却水消耗量式中冷却水消耗量，kg/s冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg)冷却戒指在冷凝器进出口的温度，故此温度下冷却水的比热容，所以：9.3冷却器选