2022年产万吨煤制甲醇合成工段初步设计方案.docx

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1、目录第1章概述 41.1 甲醇性质 41.2 甲醇用途 41.3 甲醇生产工艺的发 41. 4甲醇生产原料 5第2章工艺流程设计 62.1 合成甲醇工艺的挑选 62.1.1 甲醇合成塔的挑选62.1.2 催化剂的选用 62.1.3 合成工序工艺操作条件的确定与论证8第3章工艺流程 103.1甲醇合成工艺流程 10第4章工艺运算 124.1 物料衡算 124.1.1 合成工段 134.2 能量衡算 184.2.1 煤发电量 184.2.2 合成工段 18第5章主要设备的运算和选型225.1 甲醇合成塔的设计 225.2 水冷器的工艺设计 255.3 循环压缩机的选型 285.4 气化炉的选型 2

2、85.5 甲醇合成厂的主要设备一览表28第6章合成车间设计 296.1 厂房的整体布置设计 296.2 合成车间设备布置的设计29第7章设计结果评判 30参考文献 31致谢 32第 1 章 概述1.1 甲醇性质4甲醇俗称木醇、木精，英文名为 methanol，分子式 CH3OH；是一种无色、透亮、易燃、有毒、易挥发的液体，略带酒精味；分子量 32.04，相对密度0.7914d 20，蒸气相对密度 1.11空气=1，熔点 -97.8，沸点 64.7，闪点 1.3287 ， 表 面 张 力 25 ）45.05mN/m，蒸气压 20） 12.265kPa，粘度 20） 0.5945mPa.；s 能与

3、水、乙醇、乙醚、苯、酮类和大多数其他有机溶剂混溶；蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限6.0 36.5 工艺；目前，国外的液相甲醇合成新工艺具有投资省、热效率高、生产成本低的显著优点，特殊是LPMEOHTM 工艺，采纳浆态反应器，特殊适用于用现代气流床煤气化炉生产的低H2COCO2比的原料气，在价格上能够与自然气原料竞争；我国的甲醇生产始于 1957年， 50岁月在吉林、兰州和太原等地建成了以煤或焦炭为原料来生产甲醇的装置； 60岁月建成了一批中小型装置，并在合成氨工业的基础上开发了联产法生产甲醇的工艺；70岁月四川维尼纶厂引进了一套以乙炔尾气为原料的 95kt/a低压法装置，采纳英国 ICI

4、技术； 1995年12月，由化工部第八设计院和上海化工设计院联合设计的 200kt/a甲醇生产装置在上海太平洋化工公司顺当投产，标志着我国甲醇生产技术向 大型化和国产化迈出了新的一步； 2000年，杭州林达公司开发了拥有完全自主学问产权的 JW低压均温甲醇合成塔技术，打破长期来被ICI、Lurgi 等国外少数公司所垄断拥的局面，并在 2004年获得国家技术创造二等奖； 2005年，该技术胜利应用于国内首家焦炉气制甲醇装置上；1. 4甲醇生产原料合成甲醇的工业生产是以固体 如煤、焦炭）、液体 如原油、重油、轻油）或气体 如自然气及其它可燃性气体）为原料，经造气、净化脱硫）变换， 除二氧化碳，配制

5、成肯定配比的合成气；在不同的催化剂存在下，选用不同的工艺条件可单产甲醇 分高、中、低压法），或与合成氨联产甲醇联醇法）；将合成后的粗甲醇经预精镏脱除甲醚，再精镏而得成品甲醇；自1923年开头工业化生产以来，甲醇合成的原料路线经受了很大变化；20世纪50岁月以前多以煤和焦碳为原料； 50岁月以后，以自然气为原料的甲醇生产流程被广泛应用；进入 60岁月以来，以重油为原料的甲醇装置有所进展；对于我国，从资源背景看，煤炭储量远大于石油、自然气储量，随着石油资源紧 缺、油价上涨，因此在大力进展煤炭干净利用技术的背景下，在很长一段时间 内煤是我国甲醇生产最重要的原料 4；第2章 工艺流程设计煤制合成气合成

6、气净化甲醇合成甲醇精馏图1 煤制甲醇的简洁工艺流程第一是采纳 GSP气化工艺将原料煤气化为合成气；然后通过变换和NHD 脱硫脱碳工艺将合成气转化为满意甲醇合成条件的原料气；第三步就是甲醇的合成，将原料气加压到 5.14Mpa，加温到 225后输入列管式等温反应器，在XNC- 98型催化剂的作用下合成甲醇，生成的粗甲醇送入精馏塔精馏，得到精甲醇；然后利用三塔精馏工艺将粗甲醇精制得到精甲醇；2.1 合成甲醇工艺的挑选甲醇合成的典型工艺主要是：低压工艺 ICI 低压工艺、 Lurgi 低压工艺）、中压工艺、高压工艺；甲醇合成工艺中最重要的工序是甲醇的合成，其关键技术是合成甲醇催化剂的和反应器，设计采

7、纳用的是低压合成工艺；2.1.1 甲醇合成塔的挑选目前，国内外的大型甲醇合成塔塔型较多，归纳起来可分为五种：1）冷激式合成塔2）冷管式合成塔3）水管式合成塔4）固定管板列管合成塔5）多床内换热式合成塔综上所述和借鉴大型甲醇合成企业的体会，大型装置不宜选用激冷式和冷管式），设计选用固定管板列管合成塔；这种塔内甲醇合成反应接近正确温 度操作线，反应热利用率高，虽然设备复杂、投资高，但是由于这种塔在国内 外使用较多，具有丰富的治理和修理体会，技术也较简洁得到；外加考虑到设 计的是年产 20万吨的甲醇合成塔 日产量为 650吨左右），塔的塔径和管板的厚度不会很大，费用也不会很高，所以本设计采纳了固定管

8、板列管合成塔；2.1.2 催化剂的选用；铜基催化剂具有良好的低温活性，较高的挑选性，通常用于低、中压流程；耐热性较差，对硫、氯及其化合物敏锐，易中毒；操作的相宜温度为220270，压力为 5 15MPa一般寿命为 23年；通过操作条件的对比分析，可知使用铜基催化剂可大幅度节约投资费用和操作费用，降低成本；随着脱硫技术的进展，使用铜基催化剂己成为甲醇合成工业的主要方向，锌基催化剂已于80岁月中期剔除；表1国内外常用铜基催化剂特性对比10催化剂型号英国ICI 51-3组分/ZnO 30操作条件CuO60Al2O310压力/MPa7.8-11.8温度/190 270德国LG104513244.921

9、0 240美国C79-2-1.5-11.7220 330丹麦LMK4010-9.8220 27中国C302系列中国XCN-9851523220485.0-10.05.010.00210280200290从表的对比可以看出，国产催化剂的铜含量已提50%以上；制备工艺合理，使该催化剂的活性、挑选性、使用寿命和机械强度均达到国外同类催化剂的先进水平，并且价格较低；mm径向抗压强度： 200N/cm 催化剂活性和寿命：在该催化剂质量检验规定的活性检测条件下，其活性为：230时：催化剂的时空收率 1.20 kg/L.h250时：催化剂的时空收率 1.55 kg/L.h在正常情形下，使用寿命为 2年以上；

10、2.1.3 合成工序工艺操作条件的确定与论证1）操作温度甲醇合成催化床层的操作温度主要是由催化剂的活性温度区打算的；设计中采纳的甲醇合成催化剂为国产的铜系 XCN- 98，由它的性质可知：适合使用的温度范畴为200290；2）操作压力近年来普遍使用的铜基甲醇合成催化剂，其活性温度范畴在200300， 有较高的活性，对于规模小于 30万吨/a的工厂，操作压力一般可降为 5Mpa左右；对于超大型的甲醇装置，为了削减设备尺寸，合成系统的操作压力可以升至10Mpa左右；设采纳的是低压法 入塔压强为 5.14MPa）合成甲醇；3）气体组成对于甲醇合成原料气，即合成工序的新奇气，应维护f=2.10 2.1

11、5,并保持肯定的 CO2；由于新奇气中 略大于 2，而反应过程中氢与一氧化碳、二氧化碳的化学计量比分别为 2:1和3:1，因此循环气中 远大于 2；合成塔中氢气过量，对削减副反应是有利的；甲醇合成过程中，需要肯定的二氧化碳存在以保持催化剂的高活性；一般不超过5%；4）空速:空速不仅是一个和合成回路气体循环量相关联的工艺掌握参数，也是一个影响综合经济效益的变量；甲醇合成过程中，第一甲醇合成塔内的气体空速必须满意催化剂的使用要求，国产铜基催化剂，一般要求气体空速在800020000 h-1之间；空速过低，结炭等副反应加剧，空速过高，系统阻力加大或合成系统投98的空速要求为 600015000h ，

12、本设计空速定为 12000 h ；-1-1合成塔水冷器甲醇分别塔循环器6 / 19资加大，能耗增加，催化剂的更换周期缩短；空速的挑选需要依据每一种催化剂的特性，在一个相对较小的范畴内变化；XCN-粗甲醇驰放气第3章 工艺流程3.1甲醇合成工艺流程来自脱碳装置的新奇气 40， 3.4MPa）与循环气一起经甲醇合成气压缩19 / 19机C7001）压缩至 5.14MPa后，经过入塔气预热器 E7001）加热到 225，进入甲醇合成塔 R7001）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应：CO + 2H2 = CH3 OH + QCO2 + 3H2 = CH3OH + H 2O + Q甲醇合成塔 R

13、7001）为列管式等温反应器，管内装有 XNC- 98型甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水；反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽3.9MPa饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网；副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调剂；甲醇合成塔 R7001）出来的合成气 255， 4.9MPa），经入塔气预热器 E7001），甲醇水冷器 E7002A，B），进入甲醇分别器 V7002），粗甲醇在此被分别；分别出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽V7003），被减压至 0.4MPa后送至精馏装置；甲醇分别器 V7002）分别出的混合气与新奇气按肯定比例混合后升压送至甲醇

14、合成塔 R7001）连续进行合成反应；从甲醇分别器 V7002）出来的循环气在加压前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定；弛放气减压后去燃气发电系统；甲醇膨胀槽V70 03）顶部排出的膨胀气去燃料气系统；合格的锅炉给水来自变换装置；循环冷却水来自界区外部；汽包V7001）排污，经排污膨胀槽 V7006）膨胀减压后就地排放；第4章 工艺运算4.1 物料衡算工厂设计为年产精甲醇 30万吨，开工时间为每年 330天，采纳连续操作， 就每小时精甲醇的产量为 37.88吨，即 37.88t/h；精馏工段通过三塔高效精馏工艺，精甲醇的纯度可达到99.9%，符合精甲醇国家一级标准；三塔精馏工艺中

15、甲醇的收率达 97%；就入预精馏塔的粗甲醇中甲醇量 37.88 / 0.97=39.05t/h；由粗甲醇的组成通过运算可得下表：组分甲醇百分比93.40%产量1220.31kmol/h 即 27335m3/h表2粗甲醇组成二甲醚0.42%3.82kmol/h 即 85.51m3/h高级醇以异丁醇计）0.26%1.45kmol/h即32.90 m3/h高级烷烃 以辛烷计）0.32%0.57kmol/h即17.81m3/h水5.6%130.07kmol/h 即 2913.69m3/h粗甲醇100%41.81t/h注；设计中的体积都为标准状态下运算方法 :粗甲醇 =39.05 / 0.9340 =

16、41.81 t/h3二甲醚 =41.81 0.42% = 175.602 kg/h 即3.82 kmol/h ，85.51m /h高级醇以异丁醇计） =41.81 0.26%=108.71kg/h即1.45kmol/h ，32.90m3/h高级烷烃 以辛烷计） =41.810.32% = 133.79 kg/h 即0.57kmol/h，12.81m3/h水 =41.81 5.6% = 2341.36kg/h 即130.07kmol/h，2913.69m3/h4.1.2合成工段1）合成塔中发生的反应 :主反应 CO+2H2=CH3OH1） CO2+3H2=CH3OH +H 2O2）副反应 2CO

17、+4H2=CH3 O）2+H2O3）CO+3H2=CH4+H2O4） 4CO+8H2=C4H9 OH+3H2O5）8CO+17H2 =C18H18+8H2O6） CO2+H2=CO+H2O7）2）工业生产中测得低压时，每生产一吨粗甲醇就会产生1.52m3标态）的甲烷，即设计中每小时甲烷产量为3.97 kmol/h ，63.55m3/h；由于甲醇入塔气中水含量很少，忽视入塔气带入的水；由反应3）、4）、5）、6）得出反应 2）、7）生成的水分为；130.073.97 3.821.45 30.57 8 =113.37 kmol/h由于合成反应中甲醇主要由一氧化碳合成，二氧化碳主要发生逆变反应生成一

18、氧化碳，且入塔气中二氧化碳的含量一般不超过5%，所以运算中忽视反应 2）；就反应 7）中二氧化碳生成了 113.37kmol/h，即2539.49 m3/h的水和一氧化碳；3） 粗甲醇中的溶解气体量粗甲醇中气体溶解量查表 5Mpa、40时，每一吨粗甲醇中溶解其他组成如下表1吨粗甲醇中合成气溶解情形气体H2COCO2N2ArCH4溶解量m3/t粗甲醇）4.3640.8157.7800.3650.2431.680就 粗甲醇中的溶解气体量为：H2 = 41.81CO= 41.814.364 =182.46 m3/h即8.15kmol/h0.815=34.07 m3/h即1.52kmol/hCO2 =

19、 41.817.780=325.28 m3/h即14.52kmol/hN2 = 41.81Ar = 41.81CH4 = 41.810.365= 15.26m3/h即0.68kmol/0.243=10.16 m3/h即0.45kmol/h1.680= 70.24m3/h即3.13kmol/h4）粗甲醇中甲醇扩散缺失40时,液体甲醇中释放的溶解气中 ,每立方M含有37014g的甲醇 ,假设减压后液相中除二甲醚外 ,其他气体全部释放出，就甲醇扩散缺失G =182.46+34.07+325.28+15.26+10.16+70.24） 0.03714=23.67kg/h即 0.74kmol/h，16.

20、57m3/h5） 合成反应中各气体的消耗和生成情形表4 弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%表5 合成反应中消耗原料情形消耗项单位消耗原料气组分COCO2H2N2Ar反应1m3/h2733554670）反应3m3/h171.02342.04）反应4m3 /h63.55190.65）反应5）m3/h131.60262.32反应6m3 /h102.48217.77）反应7m3/h2539.49）2539.492539.49）注：括号内的为生成量；反应 1）项不包括扩散甲醇和弛放气中甲醇消耗的原料气量生成项单

21、位表6合成反应中生成物情形生成物组分反应1m3/hCH4CH3OHCH3O）2C4H9OH27335C18H18H2O）反应3m3/h85.5185.51）反应4m3/h63.5563.55）反应53m /h32.9098.70）反应6m3/h17.81142.48）反应7m3/h2539.49）表7其他情形原料气消耗消耗项单消耗原料气组分位COCO2H2N2ArCH4粗甲醇中溶m3/h34.07325.28182.4615.2610.1670.24解扩散的甲醇m3/h16.5733.14弛放气m3/h9.16%G3.11%G81.20%G3.21%G0.82%G1.89%G驰放气中甲m3/h

22、0.61%1.22%醇GG注： G为驰放气的量， m3/h；6） 新奇气和弛放气气量的确定CO的各项消耗总和 = 新奇气中 CO的量，即27335+171.02+63.55+131.60+102.4-2539.49+34.07+16.57+0.61%G+9.16%G=25314.72+9.77%G同理原料气中其他各气体的量 =该气体的各项消耗总和，由此可得新奇气体中各气体流量，如下表：表8 新奇气组成新m鲜3气/h新奇气中惰性气体 N2+Ar）百分比保持在 0.42%，反应过程中惰性气体的量保持不变，N2 + Ar）=25.42+4.03%G，就86649.47+1.0183G=25.42+4

23、.03%G） /0.42%解得G=9396.95m3/h，即弛放气的量为 9396.95m3/h，由G可得到新奇气的量 96218.38 m3/h由弛放气的组成可得出下表表9 弛放气组成气体CH3OHH2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气量m3/h57.327688.58860.76292.24301.6477.05177.60表10新奇气组成气体CH4H2COCO2N2Ar组成0.19%68.81%27.07%3.45%0.33%0.09%气量m3/h182.8166207.8726046.313319.53317.5286

24、.597）循环气气量的确定G1 =G 3+G4 +G5+G6G7G8式中： G1 为出塔气气量 ； G 3 新奇气气量； G4 循环气气量 ；G5 主反应生成气量； G6 副反应生成气量；G7 主反应消耗气量； G8 副反应消耗气量；G5= 27335+171.02+0.61%9396.95=27563.34m3/h气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH4组成0.61%81.82%432976.369.16%3.11%3.21%0.82%气量m3/h 322848473.03 16457.54 16986.721.89%4331.08 10001.538） 循环比， CO及 CO2单程转化

25、率的确定循环比 R= G4/G 3 =547683.36/96218.38=5.699）入塔气和出塔气组成G1 =G 3+G4 +G5+G6G7G8=529181.58m3/h=23624.18 kmol/hG2 = G3+G4 =643901.74m3/h= 28745.61kmol/h G2 为入塔气气量表12 入塔气组成气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4组成气 m3/h0.06%79.11%12.18%3.17%2.72%0.70%1.60%量 kmol/h74519.343326.75表13 出塔气组成气体H 2COCO2N2ArCH 3OHG6 = 85.51+85.51

26、+63.55+63.55+32.90+98.70+17.8+142.48+2539.49+2539.49=5668.89 m3/hG7 =27335+54670+171.02+342.04+0.61% 9396.95 3=82347.98 m3/hG8 =171.02+342.04+63.55+190.65+131.60+262.32+102.48+217.77+2539.49+2539.49=65604.41 m3/h已知出塔气中甲醇含量为 5.84%，就G40.61%+9396.95 0.61%+27335+171.02）/ G1=0.0584解得G4= 547683.36m3/hG1=5

27、29181.58 m3/h表11 循环气组成组成76.29%8.61%2.93%3.02%0.77%5.84%气m3/h量 kmol/h气体CH4CH3O）2C4H9OHC18H18H2O组成1.79%0.018%0.007%0.006%0.62%气m3/h量 kmol/h运算过程 : 入塔气 CO=循环气中 CO+新奇气中 CO即48473.03 +26046.31=74519.34 m3/h同理可得其他气体气量；出塔气中 CO=入塔气中 CO反应消耗的 CO+反应中生成的 CO即74519.34 27335171.0263.55131.60102.4816.57 9396.9350.61%

28、+2539.49=49181.28m/h同理可得其它气体量10） 甲醇分别器出口气体组成的确定分别器出口气体组分 =循环气气体组分 +弛放气气体组分；就分别器出口气体中CO气量=循环气中 CO+弛放气中 CO=48473.03+860.76=49333.79m3/h即2202.40kmol/h ；同理可算的其他气体的气量；表14分别器出口气体组成 气体 CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4组成0.61%81.82%9.16%3.11%3.21%0.82%1.89%气m3/h49333.79量 kmol/h4.2 能量衡算合成塔的热平稳运算1）运算公式全塔热平稳方程式为： Q1 + Qr

29、=2 +QQ3+ Q 1）式中：Q1 入塔气各气体组分焓， kJ/h；Qr 合成反应和副反应的反应热，kJ/h； Q2 出塔气各气体组分焓， kJ/h；Q3 合成塔热缺失， kJ/h；Q 沸腾水吸取热量， kJ/h；Q1=G1Cm1Tm1 ）2）式中： G1 入塔气各组分流量， m3/h；Cm1 入塔各组分的比热容， kJ/m3.k）； Tm1 入塔气体温度， k；Q2=G2Cm2Tm2）3）式中： G2 出塔气各组分流量 m3/h；Cm2 出塔各组分的热容， kJ/m3.k）； Tm2 出塔气体温度， k；Qr= Q1r+Qr2 +Qr3+ Qr4+ Qr5 +Qr6+ Qr74）l 式中：

30、 Qr1、Qr2 、Qr3、 Qr4、 Qr5 、Qr6、 分别为甲醇、二甲醚、异丁醇、甲烷、辛烷的生成热， kJ/h；Qr7 二氧化碳逆变反应的反应热， kJ/hQr=Gr H5）式中： Gr 各组分生成量， kmol/h；H 生成反应的热量变化， kJ/mol 2）入塔热量运算通过运算可以得到 5.14Mpa，225时各入塔气气体的热容，依据入塔气各气体组重量，算的甲醇合成塔入塔热量如下表：表15 甲醇合成塔入塔热量气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4热容kJ/kmol.k ） 67.0429.5429.8844.1829.4725.1646.82气量kmol /h13.3218

31、477.122844.96739.86636.21162.81374.49入塔热量 kJ/h.k） 595.32 363876.08 56673.92 21791.34 12499.40 2731.86 11689.08入塔热量合计为 479856.00 kJ/生成的热量，按反应 1 3 4 5 6 7生成的热量如下表 :表16 甲醇合成塔内反应热气体CH3OH CH 3 2OC4H9OHC8H18CH4CO生成热kJ/mol 102.3749.62200.39957.98115.69 42.92 生成量kmol /h 1220.253.811.471.14130.08109.56反应热kJ/

32、h 124916992.5189052.2294573.31092097.215048955.2 4701156.8反应热合计 =136840513.6 kJ/h 4） 塔出口气体总热量运算表17 甲醇合成塔出塔气体组分热容和热量气体H 2COCO2N2ArCH 3OH热容29.5630.0145.0429.6125.1672.05气量 kmol/h 16085.41815.06618.36636.21162.811232.16出塔热量kJ/h.k） 475484.42454469.9506 27850.9344 18838.17814096.299692473.608气体CH4CH3O）2

33、C4H9OHC18H18H2 O合计热容48.1418.0319.23101.7336.25气量 kmol/h 377.28 3.811.471.14130.02出塔热量kJ/ 4%3=5 8560399.6+136840513.64%=19816036.528 kJ/h6） 沸腾水吸取热量的确定由公式 1可得 Q=Q1 + Qr Q2 Q3=102652762.41 kJ/h2）塔气换热器的热量运算 1）入换热器的被加热气体热量的确定表19 入换热器被加热气体各组分热容和显热气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4热容kJ/kmol.k ）95.8729.2529.4438.4729.

34、4725.1839.66气量kmol /h13.3218477.122844.96 493.24636.21162.81374.49热量kJ/h.k） 1276.9884540455.7683755.622418749.10874099.555814852.2734合计：入换热器的被加热气体热量为 663189.3087kJ/h.k），入口温度为 40，663189.3087 313.15=207677732.0194 kJ/h2）出换热器的被加热气体热量的确定出换热器的被加热气体显热 =入合成塔气体的显热，即 358560399.6 kJ/h 3）入换热器的热气体热量的确定入换热器的加热气体

35、显热 =出合成塔气体的显热，即 367751802.80002kJ/h 4）出换热器的热气体热量的确定被加热气体吸取的热量 =出换热器的被加热气体显热入换热器的被加热气体 显 热 =358560399.6 207677732.0194=150882667.5806kJ/h， 所气体CH3OHH 2COCO2N2ArCH 4热容kJ/kmol.k ）95.8729.2529.4438.4729.4725.1839.66气量kmol /h热量kJ/h.k）120.7810717.621209.04615.75423.68108.2480.5211579.1786 313490.38 35595.14 23687.9025 12485.84 2722.32 9893.58合计：水冷器出口气体显热 596534.49 kJ/h.k）；出口温度 40，出口气体显热 =596534.49 313.15=186804775.5435kJ/h4） 出水冷器的粗甲醇液体热量的确定组分 2.6382.596188.162.26201.644.1872.72热量KJ/h .）308.906537.0870828.80以,出换热器的加热气体显热量 =入换热器的加热气体显热被