年产3万吨丙酮生产工艺设计.docx

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1、年产3万吨丙酮生产工艺设计学 院：专 业：姓 名：指导老师：材料与环境学院 化学工程与工艺何嘉慧学 号：职 称：160502102099傅世林讲师中国珠海二二年五月诚信承诺书本人郑重承诺：本人承诺呈交的毕业设计年产3万吨丙酮生产工艺设计是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。本人签名： 日期： 年 月 日该同学毕业设计（论文）已审核。同意存档。 指导老师(签字)： 日期： 年 月 日北京理工大学珠海学院2020届本科生毕业设计年产3万吨丙酮生产工艺设计摘要丙酮是一种重要的有机化工原料，它既可以作为一些化工产品

2、如甲基异丁基酮的上游原料，也可作为溶剂直接使用。本设计选用异丙苯法生产丙酮，采用KBR第四代技术，在固载无机酸类催化剂的作用下，把浓度为90%CHP分解得到粗丙酮，再经过两次精馏，得到符合市场标准的丙酮产品。由于本设计选用固载无机酸类催化剂代替传统的浓硫酸催化剂进行催化，故免去了中和反应的过程，优化了丙酮的生产工艺。本文主要介绍两个工段，分别是CHP分解工段和丙酮精制工段。根据年产3万吨丙酮的生产负荷进行物料衡算、能量衡算，再根据结果对丙酮精制工段的所有设备进行选型，绘制物料流程图(PFD)、带控制点的工艺流程图(PID)、设备图、厂房布置图以及车间平立面布置图。关键词：丙酮；异丙苯法；优化；

3、设备选型；绘图Annual output of 30000 tons acetone industrial designAbstractAcetone is an important organic chemical raw material, not only can be used as the upstream raw material of some chemical products such as methyl isobutyl ketone, but also can be used directly as a solvent.In this design, isopropyl

4、benzene method is used to produce acetone, and the fourth-generation technology of KBR is adopted. Under the action of fixed inorganic acid catalyst, the concentration of 90%CHP is decomposed to get crude acetone. After two distillation, the acetone product that meets the market standard is obtained

5、. In this design, the solid inorganic acid catalyst is taken the place of the traditional concentrated sulfuric acid catalyst for catalysis, so the process of neutralization reaction is removed and the production process of acetone is optimized.This paper mainly introduces two sections, CHP decompos

6、ition section and acetone refining section. Material and Energy balance are calculated through the production load of 30,000 tons of acetone per year, and then all equipment in the distillation section is selected according to the results. Finally I can draw material flow chart，process flow diagram

7、with control point, equipment drawing, plant layout drawing and plant layout drawing.Key words: Acetone；Isopropyl benzene method；Process optimization；Equipment selection；DrawingIII目录摘要IAbstractII1前言11.1丙酮的物理性质11.2丙酮的化学性质11.3丙酮的用途11.4我国丙酮产业的发展情况22丙酮的生产工艺32.1丙酮生产技术进展32.2工艺选择32.3异丙苯法生产丙酮的工艺及流程42.3.1分解反

8、应器42.3.2粗丙酮塔52.3.3精丙酮塔53物料衡算63.1生产条件的确定63.2分解反应器的物料衡算73.3粗丙酮塔的物料衡算93.4精丙酮塔的物料衡算114精丙酮精馏塔的设计144.1物性数据144.1.1压力设计144.1.2平均温度144.1.3平均摩尔质量164.1.4平均密度184.1.5液体平均表面张力204.1.6液体平均粘度214.1.7比热容224.1.8汽化潜热234.2塔板数的确定244.2.1最小回流比的确定244.2.2实际回流比254.2.3最小理论板数的确定254.2.4全塔理论板数的确定254.2.5精馏段和提馏段理论板数的确定264.2.6实际板数的确定

9、264.2.7精馏段和提馏段实际板数的确定274.3精馏塔主要尺寸计算274.3.1流量计算274.3.2塔径的计算284.3.3溢流装置304.3.4塔板布置及浮阀数目与排列314.3.5塔板流体力学的校核334.3.6塔板负荷性能图364.3.7塔体总高度395能量衡算415.1分解反应器的热量衡算415.2精丙酮塔的热量衡算436附属设备的选取456.1接管设计456.1.1塔顶气体出口管456.1.2回流进料管456.1.3进料管456.1.4塔底再沸返回管466.1.5塔底出料管466.2塔进料泵的选取466.3换热器的选取476.3.1热负荷及冷却水的用量476.3.2平均温差48

10、6.3.3冷凝器的选取486.3.4核算总传热系数496.4储罐的选取506.4.1原料储罐的选取506.4.2回流罐的选取516.4.3产品储罐的选取516.5设备选型一览表527厂址概况547.1交通运输547.2公用工程547.2.1供配电547.2.2供排水547.2.3供热系统557.2.4通风及空气调节557.3气候条件558厂房及车间布置568.1厂房布置要求568.2本项目的厂房布置568.3本项目的车间布置569自控方案579.1反应器的自控方案579.2泵的自控方案579.3精馏塔的自控方案589.4换热器的自控方案5910三废处理及综合利用6010.1废水处理6010.2

11、废气处理6010.3废渣处理6010.4噪声处理6010.5绿化设计6010.6安全距离6011总结61参考文献62谢辞63附录64附录一 物料流程图64附录二 带控制点的工艺流程图66附录三 厂房布置图68附录四 车间平立面布置图69附录五 设备图731前言随着化工市场的开拓，化工企业如雨后春笋，丙酮作为一种重要的有机化工原料，市场需求自然逐年增加。国内化工产业起步较慢，前些年不少生产工艺较国外也稍逊色1。但目前我国发展迅猛，就丙酮行业生产来说，引进了一批先进的装置，工艺也逐年优化。按照目前发展趋势，很快我国不仅不再需要依赖国外进口，还能出口丙酮。1.1丙酮的物理性质丙酮是最简单的饱和酮，无

12、色透明液体，有特殊的辛辣气味，易溶于有机溶剂。丙酮的主要物理性质如表1.1所示：表1.1丙酮的主要物理性质项目内容项目内容英文名称acetone临界压力/MPa4.72沸点/56.5爆炸下限/%2.5熔点/-94.6爆炸上限/%13燃点/465气相标准燃烧热/（kJ/mol）-1820.7燃烧热/kJ/mol1788.7气相标准熵J/（molK)295.46临界温度/235.5气相标准生成自由能 kJ/mol74.52相对密度（水=1）0.80液相标准燃烧热(kJ/mol)-1861.5相对蒸汽密度（空气=1）2.00液相标准熵J/（molK)200饱和蒸气压/KPa53.32（39.5）液相

13、标准生成自由能(kJ/mol）-155.2黏度(25 )/(mPas)0.316液相标准热熔 J/（molK）126.61.2丙酮的化学性质丙酮是酮类化合物的代表物质，它很难被弱氧化剂氧化，比较稳定。丙酮既不耐酸也不耐碱。在酸性催化剂下能发生很多反应，在碱存在下发生双分子缩合，生成双丙酮醇2；丙酮也不耐高温，在5001000时发生裂解，生成乙烯酮3。1.3丙酮的用途 丙酮能生产环氧树脂、有机玻璃、聚碳酸酯、碘仿等化工原料，是一种优秀的有机上游原料；它还能与干冰混合用作冷剂（摄氏-50）；自身能作为溶剂用于炸药、塑料、橡胶、喷漆等诸多领域中。1.4我国丙酮产业的发展情况2018年我国丙酮产能约为

14、170万吨。在目前酚酮联产的情况下，丙酮行业产量主要取决于苯酚市场发展4。虽然我国起步晚，但发展迅猛，已经可以自给自足，不怎么需要从国外进口丙酮了。2丙酮的生产工艺2.1丙酮生产技术进展丙酮的生产方法主要有发酵法、丙烯直接氧化法、异丙醇法和异丙苯法。20世纪主要用前三种方法生产，当今有92%的丙酮是用异丙苯法生产的，经济实惠4。主要技术授权公司有美国KBR公司 、日本三井化学公司和美国UOP公司等5。2.2工艺选择因为我国目前的丙酮生产主要是用异丙苯法，所以本次设计我选择用异丙苯法。异丙苯法主要包含IPB生成阶段、IPB氧化阶段、CHP提浓阶段、CHP催化分解阶段以及丙酮精制阶段。国内主要有燕

15、山和高桥两种技术，国外比较厉害的有KBR和UOP这两家的，与国外相比，国内技术还不够成熟，所以本设计打算引进国外技术。表2.2比较分析KBR公司和UOP公司。表2.2经济技术指标表项目单位UOPKBR1.物料单耗异丙苯吨/吨1.3101.310硫酸(93)公斤/吨19.788.43氢氧化钠(20)公斤/吨74.840其他化学品元/吨12.2/2.公用工程消耗蒸汽吨/吨2.823.49工艺水吨/吨0.465/循环水(t=7)吨/吨336340冷冻水(0, t=5)吨/吨11/电度/吨124200综合能耗MJ/吨13627167943.废水吨/吨0.720.3354.催化剂、树脂加氢催化剂一次装填

16、万元91256催化剂装填量吨1.376.53催化剂寿命年115催化剂平均成本元/吨7.331.38树脂一次装填万元40.792树脂装填量吨2.7313.1树脂寿命年0.512树脂成本元/吨3.283.7根据上表可以看出，KBR第四代工艺技术虽然精馏需高压蒸汽，能耗略高，但化学品用量少，加氢催化剂寿命长、单位成本低。而且，根据相关文献查出，KBR第四代工艺技术产品纯度更高一些5。故本次设计拟采用KBR第四代技术制丙酮，同时在一些地方进行改进创新。2.3异丙苯法生产丙酮的工艺及流程由于本次设计的重点在于丙酮的生产，烃化反应和氧化反应都有各自的副反应，计算过程复杂，故IPB的生产和氧化过程省略，CH

17、P提浓过程也省略，直接从分解反应开始讨论。选用质量分数为90%CHP进料，采用高效环保的固载无机酸类催化剂，催化温度在60-93，使用寿命大于1000h6，将质量分数为90%CHP分解生成苯酚和丙酮，精馏提纯后得到丙酮产品。图 2.1 为该工艺生产流程方框图。图2.1异丙苯法制丙酮工艺流程方框图2.3.1分解反应器C9H12O2CH3 COCH3 + C6H5OH CHP经泵进入反应器，加入一定的水保证分解的最佳反应条件，在固体酸催化剂作用下分解为苯酚丙酮，温度设在60左右，压力设在2MPa左右。加入的水不宜过量，宜在0.5%以下7，以免影响反应的发生。CHP分解反应是强放热反应，催化剂要均匀

18、分散8，避免局部过热，并且能及时把热量有效散去，故选用了列管式固体床反应器。用固体酸催化剂替代通用的硫酸催化剂, 可以免去产物的中和过程9。2.3.2粗丙酮塔分解液中含有丙酮、苯酚、异丙苯等的水溶液，经过泵和预热器后进入粗丙酮塔，大量的丙酮蒸汽从塔顶馏出，大量的苯酚溶液从塔釜流出，各自进入下一个阶段分离、提纯。2.3.3精丙酮塔大量的丙酮蒸汽经过冷凝器冷凝成液体后，进入回流罐，再经过精丙酮塔的进料泵和预热器加热到预定的温度进入精丙酮塔，继续分离、提纯。丙酮蒸汽从精丙酮塔塔顶采出，经过产品冷却器冷却后可进入丙酮储罐区，获得目标产物的达到市场要求的纯度。3物料衡算物料守恒定律可用下式表示：式中：进

19、进入系统的总物料量出离开系统的总物料量损损失的物料量总和累积在系统中的物料累积量表3.1基础物性参数。表3.1基础物性参数表物质分子式分子量沸点（）水H2O18100丙酮C3H6O58.0856.5苯酚C6H6O94.11182-甲基苯乙烯C9H10118.18165.38异丙苯C9H12120.19152-153二甲基苄醇C9H12O136.19218-221过氧化氢异丙苯C9H12O2152.19153过氧化二异丙苯C18H22O2194.27302.93.1生产条件的确定本设计丙酮年产量为3万吨，开工因子取0.8，全年365天，则实际开工时间为300天，也就是7200小时。3.2分解反应

20、器的物料衡算图3.1分解反应器进出物料情况反应器中有下列反应：主反应：CHP在酸存在的情况下分解生成丙酮和苯酚；副反应：二甲基苄醇（DMPC）分解为-甲基苯乙烯（AMS）和水；二甲基苄醇（DMPC）和CHP反应生成过氧化二异丙苯（DCP）和水;结合相关文献，取CHP的转化率为100%，丙酮的选择性为99%，过氧化二异丙苯的选择性为1%，二甲基苄醇的转化率为70%6,9-10。原料中，CHP的质量分数为90%，异丙苯的质量分数为8%，二甲基苄醇的质量分数为2%9-10。由于加入一定的水可以保证分解的最佳反应条件，但水量过多会抑制分解反应，故加入占进料总含量0.2%的水，促进反应的进行。以1000

21、kg/h进料量作为物料衡算的标准。进入反应器的水的含量：10000.2%=2kg/h=0.111kmol/h进入反应器的其他物料含量： 1000-2=998kg/h进入反应器纯CHP的含量：99890%=898.2kg/h=5.902kmol/h原料中异丙苯的含量:9988%=79.84kg/h=0.664kmol/h原料中二甲基苄醇的含量： 9982%=19.96kg/h=0.147kmol/h丙酮的选择性是99%，生产丙酮的量为：5.90299%=5.843kmol/h=339.36kg/h生产苯酚的量： 5.90299%=5.843kmol/h=549.88kg/h参加副反应的二甲基苄醇

22、的含量：19.9670%=13.972kg/h=0.103kmol/h参加副反应的CHP的含量：5.902-5.843=0.059kmol/h=8.979kg/h生产-甲基苯乙烯的量：0.103-0.059=0.044kmol/h=5.20kg/h生产过氧化二异丙苯的量：0.059kmol/h=11.462kg/h生产水的量：（0.059+0.044）18=1.854kg/h=0.103kmol/h结果如下表3-1所示：表3-1分解反应器物料衡算表组分输入输出摩尔流量质量流量摩尔流量质量流量（kmol/h）(kg/h)(kmol/h）（kg/h)水0.11120.2143.854丙酮005.8

23、43339.36苯酚005.843549.88-甲基苯乙烯000.0445.2异丙苯0.66479.840.66479.84二甲基苄醇0.14719.960.0445.992过氧化氢异丙苯5.902898.200过氧化二异丙苯000.05911.462合计6.824100012.711995.588实际每小时要求生产丙酮的量是：300007200=4.167t/h=4167kg/h比例系数为： 4167339.3612.8乘以比例系数后得到下表3.2。表3.2实际分解反应器物料衡算表组分输入输出摩尔流量质量流量摩尔流量质量流量（kmol/h）（kg/h）（kmol/h）（kg/h）水1.420

24、825.62.739249.3312丙酮0074.79044343.808苯酚0074.79047038.464-甲基苯乙烯000.563266.56异丙苯8.49921021.9528.49921021.952二甲基苄醇1.8816255.4880.563276.6976过氧化氢异丙苯75.545611496.9600过氧化二异丙苯000.7552146.7136合计87.347212800162.700812743.52643.3粗丙酮塔的物料衡算本设计预设塔顶馏出液中异丙苯的含量不大于，塔底釜液中水含量不大于，其中异丙苯为重关键组分，水为轻关键组分。丙酮为轻组分；-甲基苯乙烯、苯酚、二甲

25、基苄醇和过氧化二异丙苯为重组分。分离时水与丙酮组成馏出液从塔顶进入下一分离阶段。粗丙酮精馏塔如图 3.2 所示。图3.2粗丙酮精馏塔的分离要求 详细进料数据见下表3.3。表3.3粗丙酮精馏塔进料组成及其流率编号12345678合计组分丙酮水IPBAMS苯酚DMPCCHPDCP摩尔流量74.79042.73928.49920.563274.79040.563200.7552162.7008摩尔分数0.45970.01680.05220.00350.45970.003500.00461塔顶物料总量：162.7008kmol/h塔釜的物料总量：W=F-D=162.7008-77.589=85.111

26、8kmol/h组分物料衡算，由清晰分割知：塔顶馏出异丙苯的量： kmol/h塔顶馏出水的量：kmol/h釜液中水的量：kmol/h釜液中异丙苯的量：粗丙酮精馏塔的物料衡算，如表3.4所示。表3.4粗丙酮精馏塔的物料衡算表组分fi(kmol/h)di(kmol/h)Xi,Dwi(kmol/h)Xi,w丙酮74.79074.7900.96400水2.7392.5660.0330.1700.002异丙苯8.499 0.233 0.003 8.270 0.097 -甲基苯乙烯0.563000.5630.007苯酚74.790 0 0 74.790 0.879 二甲基苄醇0.563000.5630.00

27、7过氧化二异丙苯0.755000.7550.009合计162.70177.589185.11113.4精丙酮塔的物料衡算本设计预设塔顶馏出液中水的含量不大于，塔底釜液中丙酮含量不大于 ，其中水为重关键组分，丙酮为轻关键组分。精丙酮精馏塔如图 3.3 所示。图3.3精丙酮精馏塔的分离要求详细进料结果见下表3.5。表3.5精丙酮精馏塔进料组成及其流率编号123合计组分丙酮水异丙苯摩尔流量74.790 2.566 0.233 77.589 摩尔分数0.964 0.033 0.003 1塔顶物料总量：77.589kmol/h塔釜的物料总量：W=F-D=77.589-75.008=2.581kmol/h

28、组分物料衡算，由清晰分割知：塔顶馏出水的量： kmol/h塔顶馏出丙酮的量：kmol/h釜液中丙酮的量：kmol/h釜液中水的量：kmol/h精丙酮精馏塔的物料衡算，如表3.6所示。表3.6精丙酮精馏塔的物料衡算表组分fi(kmol/h)Xi,Fdi(kmol/h)Xi,Dwi(kmol/h)Xi,w丙酮74.7900.96474.7830.9970.0130.005水2.5660.0330.2250.0032.3350.905异丙苯0.2330.003000.2330.090合计77.589175.00812.58114精丙酮精馏塔的设计4.1物性数据4.1.1压力设计本设计选择操作压力为，

29、即常压精馏。4.1.2平均温度由 Antoine 方程可以计算出各物料在不同位置上的饱和蒸气压。其中：所需Antoine常数见表4.1。表4.1各组分Antoine常数AntoineABC丙酮7.231601277.030237.230水（0-60）8.107651750.286235.0水（60-150）7.966811668.21228.0异丙苯6.936661460.793207.777压力不太高的时候，按理想系计算，泡点方程：；露点方程：（1） 进料泡点温度的计算采用试差法计算温度，如下图4.1所示。图4.1试差法的过程试差过程见表4.2。表4.2进料温度试差过程组分xiT=57.00

30、yi=kixiT=57.19yi=kixiT=57.50yi=kixi丙酮0.9640.98770.99411.0046水0.0330.00560.00570.0058异丙苯0.0030.00010.00010.0001合计10.99340.99991.0105 在57.19时，故进料温度为57.19。（2）塔顶露点温度的计算采用试差法计算温度，如下图4.2所示。图4.2试差法的过程试差过程见表4.3。表4.3塔顶温度试差过程组分T=56.50T=56.73T=56.80丙酮0.9970.98980.98210.9797水0.0030.01800.01780.0177异丙苯00.00000.0

31、0000.0000合计11.00780.99980.9974 在56.73时，故塔顶温度为。（3）塔釜泡点温度的计算采用试差法计算温度，如下图4.3所示。图4.3试差法的过程试差过程见表4.4。表4.4塔釜温度试差过程组分xiT=101.5yi=kixiT=101.7yi=kixiT=102.0yi=kixi丙酮0.0050.01900.01910.0193水0.9050.95450.96130.9715异丙苯0.090.01940.01950.0197合计10.99290.99991.0105 在101.7时，故塔釜温度为101.7。 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 全塔平均温度：4.1

32、.3平均摩尔质量由上面的计算可以得到各组分的K值，详细数据见表4.5。表 4.5 精丙酮精馏塔各部分的相平衡（k）表组分塔顶进料塔釜丙酮1.0151.0313.828水0.1690.1721.062异丙苯0.0340.0350.217（1） 进料摩尔质量：=1.0310.96458.08+0.1720.03318+0.0350.003120.19=57.84kg/kmol=0.96458.08+0.03318+0.003120.19=56.94kg/kmol（2） 塔顶摩尔质量：=1.0150.99758.08+0.1690.00318=58.78kg/kmol=0.99758.08+0.00

33、318=57.96kg/kmol（3） 塔釜摩尔质量：=3.8280.00558.08+1.0620.90518+0.2170.09120.19=20.76kg/kmol=0.00558.08+0.90518+0.09120.19=27.40kg/kmol（4） 精馏段平均摩尔质量：kg/kmolkg/kmol（5） 提馏段平均摩尔质量：kg/kmolkg/kmol4.1.4平均密度（1） 气相平均密度精馏段：提馏段：（2） 液相平均密度下式计算液相平均密度：其中，-质量分率。通过查找化学化工物性数据手册，得出表4.6。表4.6密度（kg/m3)随温度变化情况表温度/丙酮/（kg/m3)水异丙

34、苯40768.1992.3845.660744.7983.2828.680720.2971.8811.2100694.2958.4793.2120666.3943.4774.7通过Excel作出相应的趋势线，求得趋势线方程：丙酮：=-1.2705t+820.34水：=-0.613t+1018.9异丙苯：=-0.886t+881.54求出各位置相应温度下的密度。进料板位置处=57.19=747.68kg/m3 =983.84kg/m3 =830.87kg/m3 塔顶位置处=56.73=748.26kg/m3 =984.12kg/m3 =831.28kg/m3 塔釜位置处=101.7=691.13

35、kg/m3 =956.56kg/m3 =791.43kg/m3 （1） 进料板液相平均密度:749.985kg/m3（2） 塔顶液相平均密度：748.43kg/m3（3） 塔釜的液相平均密度：880.527kg/m3精馏段液相平均密度：kg/m3提馏段液相平均密度：kg/m34.1.5液体平均表面张力通过查找化学化工物性数据手册，得出表4.7。表 4.7 表面张力随温度变化表温度/丙酮/（mN/m）水异丙苯4021.7869.8026.276019.1366.0724.308016.5362.6922.3510014.0558.9120.4312011.5554.9618.55通过Excel作

36、出相应的趋势线，求得趋势线方程：丙酮：=-0.1277t+26.824水：=-0.1842t+77.222异丙苯：=-0.0966t+30.104求出各位置相应温度下的表面张力。进料板位置处=57.19=19.52 mN/m =66.69mN/m =24.58mN/m 塔顶位置处=56.73=19.58mN/m =66.77mN/m =24.62mN/m 塔釜位置处=101.7=13.84mN/m =58.49mN/m =20.28mN/m （1） 进料板液相平均表面张力:0.96419.52+0.03366.69+0.00324.58=21.09mN/m（2） 塔顶液相平均表面张力:0.99

37、719.58+0.00366.77=19.72mN/m（3） 塔釜液相平均表面张力:0.00513.84+0.90558.49+0.09020.28=54.83mN/m精馏段液相平均表面张力：mN/m提馏段液相平均表面张力：mN/m4.1.6液体平均粘度通过查找化学化工物性数据手册，得出表4.8。表 4.8 粘度随温度变化表温度/丙酮/（mPa*s）水异丙苯400.2720.65600.601600.2310.46880.479800.1990.35650.3911000.1750.28380.3261200.1650.23000.277通过Excel作出相应的趋势线，求得趋势线方程：丙酮：=

38、0.3573e-0.007t水：=1.0526e-0.013t异丙苯：=0.8657e-0.01t求出各位置相应温度下的粘度。进料板位置处=57.19=0.239 mPa*s =0.500mPa*s =0.489mPa*s 塔顶位置处=56.73=0.240mPa*s =0.503mPa*s =0.491mPa*s 塔釜位置处=101.7=0.175mPa*s =0.281mPa*s =0.313mPa*s （4） 进料板平均粘度:0.9640.239+0.0330.5+0.0030.489=0.248mPa*s（5） 塔顶平均粘度:0.9970.24+0.0030.503=0.241mPa*

39、s（6） 塔釜平均粘度:0.0050.175+0.9050.281+0.0900.313=0.283mPa*s精馏段平均粘度：mPa*s提馏段平均粘度：mPa*s4.1.7比热容通过查找化学化工物性数据手册，得出表4.9。表 4.9 比热容随温度变化表温度/丙酮/（kJ/kmolk）水异丙苯40126.7473.483210.0260130.2073.630219.4880134.1873.842228.64100138.7874.366237.51120144.2075.326246.91通过Excel作出相应的趋势线，求得趋势线方程：丙酮：=0.2175t+117.42水：=0.0226t+72.301异丙苯：=0.4591t+191.79求出各位置相应温度下的比热容。进料板位置处=57.19=129.859 kJ/kmolk =73.593kJ/kmolk =