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1、 化工工程设计训练题 目：苯甲苯混合体系分离过程设计 姓 名： 张 招 勤 学 院： 应 用 技 术 学 院 专 业： 石油化工生产技术 学 号： 0 8 1 5 0 1 0 1 4 2 指导教师： 邹 长 军 2010年12月6日一、 设计题目：苯甲苯混合体系分离过程设计二、 设计任务及操作条件1、 设计任务生产能力（进料量）： 142103吨/年操作周期 ： 30024=7200小时进料组成 ： 50%（质量分率，下同）塔顶产品组成 ： >99%塔底产品组成 ： < 2%2、操作条件操作压力 ： 常压 （表压）进料热状态 ： 泡点进料冷却水 ： 20加热蒸汽 ： 0.2Mpa塔

2、顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。3、设备型式 筛板式三、设计内容1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算（板式塔）4、主要设备工艺尺寸设计 板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 5、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器） 6、设计结果汇总 7、工艺流程图 8、设计评述四、图纸要求工艺流程图带控制点（用A4纸）五、设计时间：2010年11月15日至2010年12月10日摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工炼油石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯甲

3、苯混合体系分离过程设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，设计说明书。关键词：板式塔、苯-甲苯、工艺计算、工艺流程图第一章 概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔塔内装有一定数量的塔盘,是气液接触和传质的基本构件;属逐级(板)接触的气液传质设备，气体自塔底向皮鼓泡或喷射的形式穿不定过塔板上的液层,使气液相密切接触而进行传质与传热,两相的组份浓度呈阶梯变化。填料塔内有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件，属微分接触型气液传质设备，液体

4、在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热，两相的组份深度或温度沿塔高连续变化1。板式塔在工业上的应用由来已久，发展并演变出了很多类型。通常可以按照塔板有无降液管划分为：（1）有降液管式塔板（也称溢流式塔板或错流式塔板）如泡罩、浮阀、筛板和无降液管式塔板（也称穿流式塔板或逆流式塔板）如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等2。工业上对塔设备的基本要求是：(1)满足工艺要求(2)生产能力大，即气液处理量大(3)压力降小，即流体阻力小(4)操作稳定、操作弹性大(5)效率高，即气液两相充分接触，相

5、际间传热面积大(6)结构简单、可靠、省材、制造、安装方便，设备成本低(7)耐腐蚀，不易堵塞(8)操作维修方便1。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/mL，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味，在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866gcm3，对光有很强的折

6、射作用。甲苯几乎不溶于水，但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa .s，也就是说它的粘稠性弱于水。 分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式筛板塔、浮阀塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，塔盘结构由筛孔区、无孔区、降液管及塔板等组成。其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压

7、降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第二章 流程方案的确定和说明一、流程示意图原料原料罐原料预热器精馏塔冷凝器冷却器再沸器苯冷却器甲苯储罐甲苯苯的储罐二、加料方式加料分两种方式：泵加料和高位加料。高位加料通过控制液位的高度，可以得到稳定的流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度的影响，流量不太稳定流速

8、也忽大忽小，影响传质效率。靠重力泊流动方式可省去一笔费用。本次加料选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。三、 进料状态进料方式一般分为冷液进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。冷液进料对分离有利，但会增加操作费用。泡点进料对塔操作方便，不受季节的影响。泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸气相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。由于泡点进料时塔的制造设备较为简单，而其他方式进料对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。四、 冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯与甲苯，且制造设备较为简单

9、且节省资金，选全凝器。五、 回流方式宜采用重力回流，对于上型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构。缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵、安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却回流入塔内。六、 加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，利用直接蒸气加热时，所需理论塔板数比用间接蒸气要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发驵分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式。由于本次分离的是苯与甲苯混合体系，故采用间接加热。七、 加热器选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其

10、他型式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。八、操作压力 精馏操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离要示时，采用加压精馏，对于热敏性物质采用减压精馏。当压力较高时，参考塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径较小，壁厚增加。本次设计选用是常压作为操作压力。第三章 塔板计算3.1 设计方案的确定 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，将原原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升

11、采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余问部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率1）原料液分率:甲苯的进料摩尔流量: 苯的进料摩尔流量: 总物料摩尔流量： 甲苯的进料摩尔分率: 苯的进料摩尔分率: 2）塔顶产品流量及摩尔分率: 总物料质量流量： 总物料质量守衡： 苯的质量守衡： 由两式联立求解得： 苯的摩尔流量： 甲苯的摩尔流量： 塔顶产品流量： 苯的摩尔分率： 甲苯的进料摩尔分率： 3）塔底产品的流量及分率：苯的摩尔流量：

12、 塔底产品的流量： 苯的摩尔分率： 甲苯的进料摩尔分率： 4）精馏塔的物料衡算表物料衡算表 项目组分摩尔流量（kmol/h）摩尔分率进料苯12624605412甲苯10703404588总计23328010000塔顶苯123695409915甲苯1059300085总计124754710000塔底苯2.550600235甲苯105.992709765总计10854331000033相对挥发度常压下苯甲苯的气液平衡与温度关系温度T/（）液相中苯的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y11060000001061008802121022020003709860300050095203970618921

13、048907108940592078986807000853844080309148230903095781209500979802100100由于泡点进料q=1，由气液平衡相数据，用内插法求进料温度： 解得： 苯与甲苯的安托尼常数组分ABC苯603112112208甲苯60813452195安托尼方程： 注：po是物质的饱和蒸气压，kPa。 A、B、C是安托尼常数。T是物质的温度，。由安托尼方程求得： 相对挥发度：34最小回流比及回流比由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，在x-y图上交于一点d，故点d：，根据相平衡方程有：最小回流比： 回流比：35理论塔板数NT精馏段的操作线方程：

14、 提馏段操作线方程： 相平衡方程；联立精馏段操作线方程与进料线q线方程求解得交点E(0.5412,0.675)。理论板计算过程: 因为x8<xe,所以第8块板为加料板，第8块板开始改用提馏段计算气相组成。因为x14<xW(XW=0.0235),所以第14块板为再沸器，因此全塔共需要理论塔板数NT=13块板。36全塔效率ET1）由苯与甲苯的气液平衡数据作出t-x-y图：根据塔顶、塔釜的气液相组成在t-x-y图上查得： 全塔平均温度:2）平均黏度苯与甲苯的液体黏度温度80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.

15、228在全塔平均温度下的苯与甲苯的黏度：全塔温度下的平均黏度：3）全塔效率：37实际塔板数精馏段实际塔数: 精馏段实际塔数: 全塔实际塔板数: 第四章 设备主要工艺尺寸一、塔径及提馏段塔板结构尺寸1塔径的计算 1）平均摩尔质量的计算进料板平均摩尔质量：由理论塔板数计算得： 塔釜平均摩尔质量：由理论塔板的计算过程可得： 提馏段平均摩尔质量：2）平均密度的计算气相平均密度的计算:由理想气态方程计算:液相平均密度的计算:塔釜液相平均密度的计算：由，查手册得： 塔釜的液相平均密度： 进料板液相的摩尔质量：由查手册得： 进料板液相的质量分数：进料板的液相密度：提馏段液相平均密度：3）液相平均张力液相平均

16、表面张力依下式计算，即：进料板液相平均表面张力：由查手册得： 塔釜液相平均表面张力：由查手册得： 提馏段液相平均表面张力：4）液相平均黏度液相平均黏度依下式计算，即： 进料板平均黏度：由查手册得： 解得： 塔釜液相平均黏度：由查手册得： 再由: 解得： 提馏段液相平均黏度：5）提馏段的气液相体积流率提馏段气液相负荷： 提馏段的气液相体积流率：6）塔径的计算由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为0.6，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为： 。塔截面积： 实际空速： 2提馏段塔板结构尺寸1）溢流装置地计算因塔

17、径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长根据一般经验，单溢流弓形降液管其，则取： 溢流堰高度液上液层高度how采用弗兰西斯公式：塔的液体流量液流收缩因素查液流收缩系数计算图得： 则: 取板上清液层高度则: 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得 则： ，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。 降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。2)塔板布置塔板的分块塔板分块数表塔径/mm塔板分块数80012003140016004180020005220024006因，故塔板采用分块式，由上表查得塔板分为5块边缘区宽度确定溢流堰前的安定区域宽度

18、： 溢流堰后的安定区域宽度： 无效区： 开孔区面积开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列筛孔直径：由于处理物无腐蚀性且不易堵塞，故取筛孔径筛板厚度：选用的碳钢板孔中心距：筛孔排列:筛孔排列按正三角形排列筛孔数：开孔率:气体通过筛孔的速度二、塔板的流体力学校核1、塔板压降1）干板阻力的计算由，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得故 2）气体通过液层的阻力计算 查充气系数关联图得。故 3）液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算： 气体通过每层塔板的压：2、液沫夹带液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。3、漏液对筛板塔

19、，漏液点气速按下式计算： 实际孔速： 稳定系数为： 故在本设计中无明显漏液。4、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算： ，故本设计中不会发生液泛现象。三、塔板的负荷性能图1. 漏液线由 得：整理得： 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00151.85450.0031.90040.00451.92960.0061.9705据此表数据可作出漏液线1。2液沫夹带线以为限，求关系如下：再由：整理得： 在操作

20、范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00158.30340.0038.12360.00457.97270.0067.8381据此表数据可作出液沫夹带线线2。3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 故得: 据此可作出体流量无关的垂直液相负荷上限线3。4液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准:整理得： 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。5液泛线令 再由： 联立解得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：其中：代入数据得： 代入整理

21、得： 在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.0015596310.00357940.0045563840.0065485由此表数据可作出液泛线5。6负荷性能图根据以上各线方程，作出塔的负荷性能图：24681000001500030004500061342ALS，m3/sVs，m3/s5 1、漏液线2、液沫夹带线3、液相负荷上限线4、液相负荷下限线5、液泛线由图可知，操作受液泛线和漏液控制。工艺操作条件下气体流量，操作点如图中A点所示。操作线对应的最小操作负荷，最大负荷，得：塔板操作弹性=四、

22、总塔高、总压降及接管尺寸的确定1总塔高1）塔顶空间取 2）塔釜空间取 3）裙座由于裙座内径大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，故裙座高度取：H2=0.6m。4）封头高度取： 5）人孔根据每68个板开一个孔因此开三个人孔，并且每个人孔大小为：。6）进料板高度取： 总塔高：2总压降1）干板阻力的计算由，查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得故 2）气体通过液层的阻力计算 查充气系数关联图得。故 3）液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算： 气体通过每层塔板的压：总压降： 3接管尺寸1）进料管

23、进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。 本次加料选用泵加料,所以由泵输送时WF可取1.52.5m/s,本次设计取.则管径取进料管规格68×3.0 则管内径d=62mm进料管实际流速: 2)塔顶蒸气管塔顶平均摩尔质量：塔顶气相平均摩尔质量：塔顶液相平均摩尔质量： 则塔顶蒸汽密度：精馏段气相负荷：精馏段气相质量流量：操作压力为常压，蒸气速度WP可取1220m/s，本次设计取WP=20m/s则： 可取回流管规格478×9 ; 则实际管径d=460mm3）回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量塔顶平均密度： 由tD=80

24、.3,查手册得： 塔顶液相质量流量：冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速不能太高，否则冷凝器高度也要相应提高，对于重力回流一般选取WR为0.20.5m/s,本次设计取WR=0.5m/s.圆整后: 可取回流管规格146×4.5 ;则管内直径d=141mm回流管内实际流速4)塔底出料管塔底 摩尔流量: 平均密度: 平均摩尔质量: 质量流量： 塔釜流出液体的速度WW一般为0.51.0m/s,本次设计取WW=1.0m/s.圆整后:可取回流管规格68×3.5 则实际管径d=61mm塔釜蒸汽接管实际流速5）法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选

25、用相应法兰。进料管接管法兰： PN6DN70 HG 5010回流管接管法兰： PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010塔顶蒸汽管法兰： PN6DN500 HG 5010第五章 辅助设备选型与计算一、泵计算及选型由查手册得： 进料板液相的质量分数： 进料板的液相密度：进料板的平均黏度： 解得： 已知进料量： 取管速则：故可采用GB3091-93 68×3.5的油泵则内径 代入得:取绝对粗糙度为： 则相对粗糙度为： 将雷诺系数Re、相对粗糙度代入莫狄图摩擦系数图，查图得：提馏段实际塔板数：进料口位置高度： 扬程根据流量、等查离心泵规格：可选取：IS8

26、0-65-125型泵IS80-65-125型泵的主要参数型号IS80-65-125转速 r/min2900流量 m3/h30扬程 m 225效率 %64功率 KW轴功率287电动机功率55必需气蚀余量 m30二、再沸器的计算与选型: 选用卧式U型管换热器,经处理后,放在塔釜内,加热蒸汽为0.2MPa、120.57的水蒸气，传热系数。已知：再沸器液体入口温度： 回流汽化为上升蒸气时的温度： 加热蒸汽温度： 加热蒸气冷凝为液体温度： 则： 可得： 由 ， 查液体比汽化热共线图得：质量流量： 则传热量为: 则传热面积: 三、冷凝器的计算及选型因本次设计冷凝与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般

27、选管壳式冷凝器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液，因此本次设计冷凝器选用重力回流直立冷凝器。冷凝水循环与气体方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。冷却剂采用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取t2=38。塔顶温度tD1=80.3,泡点回流tD2=80.1;冷凝水t1=20 , t2=38则:由 ,查液体汽化潜热共线图得: 已知塔顶质量流量:冷凝的热量: 传热系数:K=400kcal(m2·h·)=1680KJ/( m2·h·)=0.46667 KJ/( m2·s·)则传

28、热面积:操作弹性为1.966,则冷凝水流量: 列管式换热器的规格公称直径mm管程数管子数量管长/mm换热面积/m2公称压力MPa10002296000343.72.50第六章 设计结果汇总一、筛板塔设计结果表筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm,94.5952平均压力101.3253气相流量3.56594液相流量0.01645实际塔板数266塔径,m27实际有效高度，m15.68板间距,m0.69溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长,m1.412堰高，m0.044313板上液层高度,m0.0814堰上液层高度,m0.035715降液管底隙高度,m0.0334X16安定区宽度,m0.

29、0817边缘区宽度,m0.0518开孔区面积,m22.1719筛孔直径,m0.00820筛孔数目840821孔中心距,m0.0222开孔率,%0.1451223空塔气速，1271424筛孔气速，1131725稳定系数1.66426每层塔板压降,0.6579527负荷上限液泛线28负荷下限漏液线29液膜夹带ev0.003130气相负荷上限, 4.21331气相负荷下限, 2141332操作弹性1.966二、接管及附属设备附属设备1进料管规格68×3.02塔顶蒸气管规格478×93回流管规格146×4.54塔底出料管规格68×3.55冷凝器传热面积A，m23

30、04.286再沸器传热面积A，m2109557泵型号IS80-65-125第七章 设计过程的评述和讨论 一、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1.182，我取的回流比R=2Rmin=2.364。二、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

31、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2m，塔高为19.1m。三、进料状况的影响由于不同进料状况的影响，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。 四、辅助设备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

32、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。五、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。第八