分离苯-甲苯混合液的苯-甲苯式精馏塔工艺设计

1、第二章 设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量80000t/a原料组成：苯含量为40%（质量百分率，下同）进料状况：热状况参数q自选分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5%3.建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15的滨州4.塔板类型：板式精馏塔5.生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产6.设计内容：1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性

2、能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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，其余部分经产品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，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2 全塔的物料衡算 3.

3、2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为40%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5%，则：原料液含苯的摩尔分率： 塔顶含苯的摩尔分率：塔底含苯的摩尔分率： 3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF 78.110.440(10.440)92.1485.967kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD 78.110.996(10.996)92.1478.166kg/kmol塔底液的平均摩尔

4、质量：MW 78.110.0176(10.0176)92.1491.893kg/kmol 3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得： F,8000t/（30024）h1111.12kg/h，全塔物料衡算：进料液： F=1111.12（kg/h）/91.893（kg/kmol）=12.091kmol/h总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F0.440=D0.996+0.017612.091联立解得： W6.963kmol/h D5.128kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（MT）,求取NT，步骤如下

5、： 3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 ， 将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（）80.184889296100104108110.6（kpa） 苯101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0两相摩尔分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250本方案中，塔内压力接近常压

6、（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线：图1 苯甲苯混合液的y-x图3.3.2操作回流比的确定表3 苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值在y-x图上，因，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比：也可根据课本中公式（10-45）得，代入数据计算得：两种计

7、算方法结果相同。考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即： R=1.5Rmin=1.2*1.522=1.826精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：L=RD=1.8265.128=9.364kmol/h 气相流量：V=(R+1)D=(1.826+1)5.128=14.492kmol/h 提镏段：液相流量：L=L+F=9.364+12.091=21.455kmol/h 气相流量：V=V=14.492kmol/h 3.3.3理论塔板数的确定 图2 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解精馏段操作线为： =0.645+0.356平衡方程:提馏段操作线可由b(xW

8、，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。泡点加料时q=1 （1） （2）对全塔物料横算 D+W=F （3） D+W=F （4）由(1)、(2)式得 (5) (6)将(5)式值带入(6)中得 提留段操作线为 将x=0.5代入精馏段操作线，求得y=0.6685，即有d(0.5，0.6931)。(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数： x2=0.869(用平衡关系) y3=0.905(用物料衡算，即操作线) x3=0.793(用平衡关系) y4=0.856(用操作线)； x4=0.705(用平衡关系) y5=0.800 (用操作线)； x5=0.615(用平衡关系) y6=0

9、.742 (用操作线)； x6=0.535(用平衡关系) y7=0.691(用操作线)； x7=0.472(用平衡关系) 所以进料位置在第7块板(2)提馏段 利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数： y9=0.540；x9=0.319 y10=0.422；x10=0.226 y11=0.294；x11=0.143 y12=0.181；x12=0.081 y13=0.096；x13=0.0408 y14=0.041；x14=0.0169 因此，理论板数为(14-1)=13层，进料位置为第7层板。 苯-甲苯在某些温度下的粘度：t8090100110120A0.3080.2790.2550

10、.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228=xii=0.44*0.284+0.56*0.291=0.2923(mPa.s)表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：E=0.563-0.276lg（）+0.0815lg() 2=0.60315精馏段的实际板数为： (层) 取12（层）提馏段的实际板数为：（层） 取10（层）实际是在第12块塔板进料的。3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算 3.4.1平均压强pm 塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa 进料板： 塔底压强：平均压强： 3.4.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方

11、程通过试差法，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，计算结果如下：塔顶温度: tD=81.1 进料板温度: tF=82.3。平均温度：tm3.4.3平均分子量塔顶： ，（查图2）加料板：，（查图2）精馏段： 3.4.4 液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算:lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算：查化工原理附录11，在81.1下有： A=0.321mPas ，B=0.414mPas lgLD,m=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414)解得： LDm=0.398 mPas 进料板液相平均粘度的计算:在82.3下，查得：A=0.298mPas ，B=0

12、.404mPaslgLF,m=0.685lg(0.298)+0.315lg(0.404)解得： LFm=0.327mPas精馏段液相平均表面张力为 ,Lm=（0.398+0.327）/2=0.363 mPas 加料板：精馏段：3.4.5 液体的平均密度 1.液相平均密度塔顶： 进料板： 所以精馏段液相平均密度：2、气相密度：3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.50-0.006=0.44m查负荷系数

13、图得C20=0.092取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为：D=1.4m塔塔截面积为： AT=/4D2=1.54m2 实际空塔气速为: 3.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）0.4=4.4m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（10-1）0.4=3.6m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=4.4+3.6+0.8=8.8m3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 3.6.1溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。 （1）溢流堰长取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上

14、溢流强度要求。 （2）出口堰高对平直堰 ，由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求。取板上清液层高度hL=60mm（3）降液管的宽度 和降液管的面积由，查图5-7得，即：依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:可以满足要求。（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有： 降液管底隙高度设计合理。故选用凹型受液盘，深度 3.6.2塔板布置 （1）塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时， mm；

15、 m时，mm本设计取： mm，mm。（3）开孔区面积故： （4）筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀性，可先用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正在角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为： 在515%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：3.7 浮阀的布置选用十字架型圆盘浮阀，阀径为50毫米，阀重3032克，塔板上孔径为40毫米，最大开度8毫米。 3.7.1 阀孔速度由公式 求阀孔的临界速度（或选定适宜的阀孔动能因数，求出阀孔速度）。（1） 精馏段： （2）提馏段：上下两段相应的阀孔动能因数为： 均属正常操作范围。 3.7.2 开孔率 由公式求得： （1）精

16、馏段： （2）提馏段：考虑到塔板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用。3.7.3 阀孔总面积由公式求得： 3.7.4 浮阀总数由公式求得： 取整为37（个）3.7.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积已知Wd=0.204，取WF=0.070，Wc=0.050 ； 由公式可求： =0.026（米）由公式可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为：=0.0334（）塔板有效操作面积为：3.7.6 浮阀的排列浮阀采取等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间距离，由公式求得： 取t=12(毫米)。3.8 筛板的流体力学验算 3.8.1塔板压降（1）干板阻力h0的计算干板

17、阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.772。故：液注（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，即查表得=0.52.（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 h由公式计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。3.8.2 液面落差和液沫夹带对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由公式计算，即式中： =2.50.06=0.15=0.032kg液/kg气0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。3.8.3 漏液对筛板塔斯社，漏液点的气0,m速可

18、由式5-25计算：即 实际孔速 u0=16.26m/su0,m 筛板的稳定性系数: 即不会产生过量液漏。3.8.4 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而： 板上不设进口堰，则0.225m成立，故不会产生液泛。3.9 塔板负荷性能图 3.9.1漏液线漏液点气速:依据表5中数据作出漏液线（见图3a）0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表 漏液线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4610.4660.4700.4743.9.2 液沫夹带线 以气为限，求Ls

19、-Vs关系如下： （1）式中： , 故将已知数据代入式（1） （2）在操作范围内，任取几个值，依式（2）算出对应的值列于下表：依据表6中数据作出雾沫夹带线（图3b）表6雾沫夹带线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s2.2742.2332.1942.1583.9.3 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。由公式得，并取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（图3c）3.9.4 液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得s故: 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（

20、图3d）3.9.5液泛线令由；联立得：忽略h，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得 将有关的数据代入，得： 故，或 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7表7液泛线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4000.3760.3510.325由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：图3 精馏段筛板的负荷性能图故操

21、作弹性为：第四章 附属设备的选型及计算4.1 塔体总高度 板式塔的塔高如图4所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。4.2 塔顶空间HD 塔顶空间（见图4），是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（1.52.0）HT。若图8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。 4.3 人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对

22、于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN150mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个，位置分别为：手孔1位于塔板78之间，手孔2位于塔板1516之间。 4.4 塔底空间HB 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。已知实

23、际板数N=22，板间距HT=0.3m由于液料比较清洁，无需经常清洗，可每隔8块板取一个人孔，则人孔数为S=22/ 8-1=1.75 ,取2个，开孔处两板间距增加到HT=0.6m，进料板间距增加到HT0.6m,塔两端封头各留1.5m, HD取1.2m,可以取塔高H=12m4.5 裙座的选型 为了制作的方便，裙座选用圆筒形裙座。 裙座与塔壳的连接采用对接接头形式。排气孔：查表得出结构尺寸为：76 mm ,数量为4个. 排气孔的中心线距离裙座顶端的尺寸为H=180mm第五章 相关机械设备的强度校核5.1 设计条件：1.塔体内径，塔高近似取H=12000mm2.计算压力取塔体的最大的压力，所以 设计温

24、度同样塔内最大的温度，即，设置地区：基本风压值, 地震设防烈度为8度3.场地土类：类，设计地震分组：第二组，设计基本地震加速度为0.3g。4.塔内装有N=22层浮阀塔盘，每块塔盘上存留介质高度为 介质密度为5.沿塔高安装两个手孔相应在手孔处安装半圆形平台2个，平台宽度B=400mm,高度为 1000mm6.塔外保温层厚度为,保温材料密度。7.塔体与群座间悬挂一台再沸器，起操作质量为，偏心距。 塔体与封头材料选用16MnR，其中（1） 群座材料选用Q235-B。塔体与群座采用对接焊接，焊接接头系数（2） 塔体与封头厚度附加量C=2mm，群座厚度附加量C=2mm。5.2塔壳和封头厚度的计算塔体材料

25、选用16MnR、设计条件下的许用应力为：。圆筒厚度为： 封头厚度为： 选用标准椭圆形封头，所以K=1,因为钢板最小厚度不得小于，所以取圆筒和封头的厚度为4mm加上厚度的负偏差，腐蚀欲量等于6.25mm。最后取厚度为的标准钢板。5.3塔设备质量载荷计算1.筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量： 封头质量：裙座质量： =+=810+140+135=1085kg说明：（1）塔体圆筒总高度为 （2）查的DN600mm，厚度8mm的圆筒质量90kg/m （3）查的DN600mm，厚度8mm的椭圆形封头质量70kg/m （4）裙座高度1.5m（厚度按8mm计）。2、塔内构件质量 （由表8-1查得浮阀塔盘质量为

26、75kg/m2）3、保温层质量4、平台、扶梯质量说明：由表8-1差得，平台质量；笼式扶梯质量；笼式扶梯总高；平台数量n=2。5、操作时物料质量说明：物料密度,封头容积，塔釜圆筒部分深度=0.6m，塔板层数N=24.，塔板上液层高度6、附件质量按经验去附件质量为7、充水质量其中，8、各种质量载荷汇总全塔的操作质量/kg全塔最小质量/kg水压试验时最大质量/kg5.4风载荷与风弯矩计算风载荷的计算示例 以23段计算风载荷式中：体型系数，对圆筒形容器为0.710m高处基本风压值为400风压高度变化系数，查表8-5得1.00计算段长度为3000mm脉动影响系数，由表8-7查得为0.50塔的基本自振周期

27、，对等直径、等厚度圆截面塔： 脉动增大系数，根据自振周期，由表8-6查得为2.28振型系数，由表8-8查得为0.05风振系数 塔有效直径。设笼式扶梯与塔顶管线成90，取以下a，b式中较大者a. b. =400mm，取40mm，=100mm a. b. 取=1212mm 以上述方法计算出的各段风载荷，列于下表中。计算段平台数15004000.70.20.00251.860.780.320.500121231.8210004000.70.30.0151.860.860.36100121278.8330004000.70.40.041.861.031.003001212786.5435004000.

28、70.70.081.861.211.003.5114313551205.1540004000.70.730.181.861.421.124.0112513371786.1风弯矩的计算 截面00截面11 截面22 5.5地震弯矩计算 取第一振型脉动系数 则衰减指数 T1=1.08s塔的总高度 H=12000 全塔操作质量 重力加速度g=9.81 地震影响系数由表8-2查得（设防烈度8级） 0.30计算截面距地面高度h:0-0截面：h=01-1截面：h=500mm2-2截面：h=1000mm等直径、等厚度塔，按下列方法计算地震弯矩：地震弯矩计算： 截面0-0 截面1-1= 截面2-2 =1.2 5

29、.6偏心弯矩计算 5.7各种载荷引起的轴向应力1、计算压力引起的轴向应力 其中，)2、操作质量引起的轴向应力截面0-0令裙座厚度;。截面1-1其中，；为手孔截面的截面积查相关标准的截面2-2 其中，；A=。3、最大弯矩引起的轴向应力截面0-0其中，; 。截面1-1其中，；为手孔截面的抗弯截面系数， 。截面2-2 其中，5.8塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核1、塔体的最大组合轴向拉应力校核截面2-2 塔体的最大组合轴向拉应力发生在正常操作是的2-2截面上，其中；K=1.2；K 满足要求2、塔体与裙座的稳定校核截面2-2塔体2-2截面上的最大组合轴向压应力满足要求。 其中，A=查图5-9得（16

30、MnR,110）B=118MPa,K=1.2 。截面1-1塔体1-1截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，A=查图5-8得（Q135-AR,110）B=110MPa,K=1.2 截面0-0塔体0-0截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，B=110MPa;,K=1.2项目计算危险截面0-01-12-2塔体与裙座有效厚度 mm666截面上的操作质量/kg356134613281计算截面面积/1.6961085011304计算截面的抗弯截面系数/Z=最大弯矩/2.784*1072.59*1072.21*107最大许用轴向压应力/MPaKB132132142135.6135.6204计算压力引

31、起的轴向拉应/MPa003操作质量引起轴向压应力/MPa3.093.132.85最大弯矩引起轴向应力/MPa16.4216.9113.03最大组合轴向拉应力/MPa-13.45最大组合轴向压应力/MPa19.5120.0426.48强度与稳定校核强度-满足要求稳定性满足要求满足要求满足要求5.9塔体水压试验和吊装时的应力校核1、 筒体环向应力校核满足要求。2、 最大组合轴向拉应力校核 满足要求。3、 组大组合轴向压应力校核满足要求。5.10基础环的设计1、基础环尺寸取 取2、 基础环的应力校核其中，(1)(2)取以上两者较大者。选用75号混凝土，有表8-9查得起许用应力： 。 ,满足要求。3、

32、 基础环的厚度;C=2mm假设螺栓直径为M24，由表8-11查得,当，由表8-10查得：取其中较大的值按有筋板的时计算基础环厚度：圆整后取，因为基础环厚度均不得小于16mm5.11地脚螺栓计算1、地脚螺栓承受的的最大拉应力其中，2556 （1）（2）取以上两数的较大者2、地脚螺栓的螺纹小径由表8-12查得M24螺栓的螺纹小径 ,故选用36个M24的地脚螺栓，满足要求。第六章 设计过程的评述和讨论 1.回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据

33、经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.522，我取的回流比R=1.2Rmin=1.826。2.塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的

34、影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。4.热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：1)选择经济合理的回流比；2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；3)对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可确保过程能耗为最低。5.精馏塔的操作和调节对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳定；2)进出塔系统物料平衡和稳定；3)进料组成和热状况稳定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；6)塔系统和环境间散热稳定等。附：1. 设计筛板结果汇总表项 目符