化工課程設(shè)計(jì)---苯——甲苯篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　目錄</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書5</p><p>　　§1.1設(shè)計(jì)方案8</p><p>　　§1.2 設(shè)計(jì)思路9</p><p>　　§1.3選塔依據(jù)10</p><p>　　第二章：精餾塔的工藝設(shè)計(jì)

2、11</p><p>　　§ 2.1精餾塔的物料衡算11</p><p>　　§2.1.1 產(chǎn)品濃度的計(jì)算11</p><p>　　§2.1.2操作溫度 T11</p><p>　　§2.1.3 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算12</p><p>　　§2.1.4 最小回

3、流比和適宜回流比的選取12</p><p>　　§2.1.5 精餾塔和提餾塔的氣、液相負(fù)荷13</p><p>　　§2.1.6 精餾段和提餾段操作線13</p><p>　　§2.1.7逐板法確定理論板數(shù)14</p><p>　　§2.1.8全塔效率14</p><p&g

4、t;　　§2.1.9實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置15</p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算16</p><p>　　§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算16</p><p>　　§3.1.1操作壓強(qiáng) P16</p><p>　　§3.1.2塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量1

5、6</p><p>　　§3.1.3精餾段和提餾段各組分的密度17</p><p>　　§3.1.4液體表面張力的計(jì)算18</p><p>　　§3.1.5液體粘度μm19</p><p>　　§3.1.6氣液負(fù)荷計(jì)算19</p><p>　　§ 3.2 精餾段

6、工藝設(shè)計(jì)20</p><p>　　§3.2.1 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算20</p><p>　　§3.2.1.1塔徑 D20</p><p>　　§3.2.1.2 溢流裝置21</p><p>　　§3.2.1.3 塔板布置22</p><p>　　§

7、3.2.1.4 篩孔數(shù) n 與開孔率 φ22</p><p>　　§3.2.1.5 精餾段塔有效高度22</p><p>　　§3.2.2 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算23</p><p>　　§2.3.2.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?3</p><p>　　§3.2.2.2 液沫夾帶量ev的驗(yàn)算

8、24</p><p>　　§3.2.2.3 漏液的驗(yàn)算24</p><p>　　§3.2.2.4 液泛驗(yàn)算24</p><p>　　§3.2.3 塔板負(fù)荷性能圖25</p><p>　　§3.2.3.1液沫夾帶線25</p><p>　　§3.2.3.2液泛線

9、25</p><p>　　§3.2.3.3液相負(fù)荷上限線26</p><p>　　§3.2.3.4漏液線26</p><p>　　§3.2.3.5液相負(fù)荷下限線27</p><p>　　§3.3 提餾段工藝設(shè)計(jì)28</p><p>　　§3.3.1 提餾段塔和塔

10、板主要工藝尺寸計(jì)算28</p><p>　　§3.3.1.1 塔徑 D28</p><p>　　§3.3.1.2 溢流裝置28</p><p>　　§3.3.1.3 塔板布置29</p><p>　　§3.3.1.4 篩孔數(shù) n 與開孔率 φ30</p><p>　　&

11、#167;3.3.1.5 提餾段塔有效高度30</p><p>　　§3.3.2 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算(同精餾段負(fù)荷性能求解相同)30</p><p>　　§3.3.2.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0</p><p>　　§3.3.2.2 霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算31</p><p>　　§3.

12、3.2.3 漏液的驗(yàn)算31</p><p>　　§3.3.2.4 液泛驗(yàn)算32</p><p>　　§3.3.3.1液沫夾帶線32</p><p>　　§3.3.3.2液泛線32</p><p>　　§3.3.3.3液相負(fù)荷上限線33</p><p>　　§3

13、.3.3.4漏液線33</p><p>　　§3.3.3.5液相負(fù)荷下限線33</p><p>　　§ 4.1 熱量衡算35</p><p>　　§4.1.1 進(jìn)入系統(tǒng)的熱量35</p><p>　　§4.1.2 離開系統(tǒng)的熱量35</p><p>　　§4.

14、1.3再沸器熱負(fù)荷計(jì)算36</p><p>　　§4.1.4冷凝器熱負(fù)荷計(jì)算 </p><p>　　§4.2傳熱面積的計(jì)算.................................................................................36</p><p>　　§4.2.1再沸器傳熱面

15、積計(jì)算38</p><p>　　§4.2.2冷凝器傳熱面積計(jì)算38</p><p>　　§ 4.3 塔高的計(jì)算38</p><p>　　§ 4.4 接管設(shè)計(jì)..................................................................................38&l

16、t;/p><p>　　第五章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總39</p><p><b>　　結(jié)束語42</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)44</b></p><p><b>　　主要符號(hào)說明45</b></p><p><b>　　附 錄47

17、</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書</p><p>　　設(shè)計(jì)題目：苯——甲苯篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)</p><p>　　設(shè)計(jì)條件：·進(jìn)料組成：0.55；</p><p>　　·流出液組成：0.99；</p><p>　　·釜液組成：0.02；</p>

18、<p>　　·進(jìn)料狀態(tài)：飽和液體；</p><p>　　·塔頂壓力：100 kPa;</p><p>　　·加料熱狀況：q=1;</p><p>　　·工藝條件：常壓精餾，塔頂全凝，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流；</p><p>　　·板壓降：0.7kp;</p><p&

19、gt;　　設(shè)計(jì)任務(wù)：1.年處理量:2200噸/年；</p><p>　　2．年工作日：300日；</p><p>　　3．精餾塔的工藝流程設(shè)計(jì)與結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)；</p><p>　　1）物料衡算確定理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)；</p><p>　　2）按精餾段首、末板，提留段首、末板計(jì)算塔徑并圓整；</p><p>　　3）確定踏板

20、和降液管結(jié)構(gòu)；</p><p>　　4）按精餾段和提餾段的首、末板進(jìn)行流體力學(xué)校核，并對(duì)待定板的結(jié)構(gòu)進(jìn)行個(gè)別調(diào)整；</p><p>　　5）進(jìn)行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2；</p><p><b>　　4.計(jì)算塔高；</b></p><p>　　5.估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積或水蒸氣用量和再沸器的換熱面積；<

21、;/p><p>　　6.列出設(shè)計(jì)參數(shù)總表；</p><p><b>　　7.繪圖內(nèi)容</b></p><p>　　1）確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀察所需的主要儀表與裝置；</p><p><b>　　2）精餾塔設(shè)備圖</b></p><p

22、><b>　　摘 </b></p><p>　　混合物的分離是化工生產(chǎn)中的重要過程，作為分離液體混合物的一種典型單元操作—蒸餾，它是利用物系中各組分揮發(fā)度的不同的特性來實(shí)現(xiàn)分離的，對(duì)苯—甲苯的混合物，加熱使其汽化，由于苯的沸點(diǎn)較低，揮發(fā)度高，所以較甲苯易于從液相中汽化出來，再將汽化的蒸汽進(jìn)行冷凝，最終便可以實(shí)現(xiàn)苯和甲苯的分離。按照蒸餾方法分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾和特殊精餾，這里苯

23、和甲苯的分離就是精餾的過程。</p><p>　　精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　苯和甲苯的 精餾操作設(shè)計(jì)主要是塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)以及各種數(shù)據(jù)計(jì)算—物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝

24、條件圖等內(nèi)容。通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　關(guān)鍵詞：苯、甲苯、精餾、提餾段、化工生產(chǎn)、計(jì)算</p><p><b>　　引 </b></p><p>　　化工生產(chǎn)中一般需要分離的混

25、合物都比較復(fù)雜，多為多組分的混合物，化工生產(chǎn)中想要得到較純的物質(zhì)，所以分離是獲得較純物質(zhì)的必要步驟。簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾都是單級(jí)分離過程，只能達(dá)到組分部分增濃和提純，若要求得到高純度的產(chǎn)品，則必須采用多次部分汽化和多次部分冷凝的精餾方法。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的，但是起依據(jù)依然是混合物中各組分間揮發(fā)度的差異。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑

26、的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。 </p><p>　　篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔20年左右，當(dāng)初它長(zhǎng)期被認(rèn)為操作不易穩(wěn)定，在本世紀(jì)50年代以前，它的使用遠(yuǎn)不如泡罩塔普遍。其

27、后因急于尋找一種簡(jiǎn)單而價(jià)廉的塔型，對(duì)其性能的研究不斷深入，已能做出比較有把握的設(shè)計(jì)，使得篩板塔又成為應(yīng)用最廣的一種類型。</p><p>　　篩板與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多小直徑的孔——篩孔。操作時(shí)氣體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板。分散成泡的氣體使板上液層成為強(qiáng)烈湍動(dòng)的泡沫層。</p><p><b>　　它的主要優(yōu)點(diǎn)是：<

28、/b></p><p>　　1.結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；</p><p>　　2.在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%～40%；</p><p>　　3.塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；</p><p>　　4.氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右；</

29、p><p><b>　　缺點(diǎn)是：</b></p><p>　　1.小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；</p><p>　　2.操作彈性較?。s2～3）；</p><p>　　蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設(shè)備之一。進(jìn)行此

30、次課程設(shè)計(jì)的目的是為了培養(yǎng)綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí),來解決實(shí)際化工問題的能力,做到能獨(dú)立進(jìn)行化工設(shè)計(jì)初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計(jì)工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。</p><p><b>　　緒 論</b></p><p><b>　　§1.1設(shè)計(jì)方</b></p><p>　　本次課程設(shè)計(jì)是設(shè)計(jì)苯─甲苯混合溶液的連續(xù)精餾塔，要求塔頂采

31、用全凝器，泡點(diǎn)回流；塔釜采用間接加熱；塔板采用篩板式。</p><p><b>　　設(shè)計(jì)流程</b></p><p>　　完善設(shè)計(jì)條件→精餾塔的工藝設(shè)計(jì)及物形計(jì)算（計(jì)算產(chǎn)品濃度，計(jì)算平均相對(duì)揮發(fā)度，計(jì)算最小回流比，確定適宜回流比，物料衡算，操作線方程，確定理論板數(shù)，計(jì)算效率，實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置，平均摩爾質(zhì)量，平均密度，平均表面張力，平均粘度）→精餾塔主要工藝尺寸

32、的計(jì)算（計(jì)算泡點(diǎn)，精餾塔的主要工藝尺寸，精餾塔的流體力學(xué)校核）→塔板負(fù)荷性能圖→塔附屬設(shè)備計(jì)算。</p><p>　　流程簡(jiǎn)圖如下： </p><p>　　全凝器　　　　　　　　　 　　</p><p>　　回流 出料　　　　　　 </p><p>　　苯和甲苯混合溶液

33、 </p><p><b>　　塔釜出料</b></p><p><b>　　§1.2 設(shè)計(jì)思路</b></p><p>　?。?）精餾方式的選定</p><p>　　由于苯和甲苯的揮發(fā)度相差不是很大，所以采用精餾的方式進(jìn)行分離提純。</p><p>　　

34、（2）操作壓力的選取</p><p>　　本設(shè)計(jì)要求操作壓力：P=常壓。</p><p>　?。?）加料狀態(tài)的選取</p><p><b>　　本設(shè)計(jì)是泡點(diǎn)進(jìn)料。</b></p><p><b>　　（4）加熱方式 </b></p><p>　　設(shè)計(jì)要求塔釜采用間接加熱。&l

35、t;/p><p><b>　　（5）回流比的選擇</b></p><p>　　一般情況下，適宜回流比是最小回流比的（1.2～2.0）倍，本設(shè)計(jì)中取R=2R</p><p>　?。?）塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選取</p><p>　　塔頂選用全凝器而塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實(shí)惠、經(jīng)濟(jì)。</p>&l

36、t;p><b>　　（7）板式塔的選擇</b></p><p><b>　　§1.3選塔依據(jù)</b></p><p>　　篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計(jì)比較成熟，具體優(yōu)點(diǎn)如下：</p><p>　　結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、金屬耗量少、造價(jià)低廉.</p><p>　　氣體壓降小、板上液面落差

37、也較小.</p><p><b>　　塔板效率較高.</b></p><p>　　改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔.</p><p>　　第二章：精餾塔的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　§ 2.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　§2.1.1 產(chǎn)品濃度的計(jì)&

38、lt;/p><p>　　料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率：</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量：=78.11kg/Kmol，甲苯的摩爾質(zhì)量：=92.13kg/Kmol</p><p>　　料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　0.590×78.11+0.409×92.13=83.86</p><

39、p><b>　　物料衡算：</b></p><p><b>　　原料處理量： </b></p><p>　　總物料衡算：F=D+W； 苯物料衡算：0.590F=0.992D+0.0235W</p><p>　　聯(lián)立解得 D=2.131kmol/h，W=1.513kmol/h。</p>&l

40、t;p>　　§2.1.2操作溫度 T</p><p>　　利用試差法可以求出進(jìn)料溫度 塔頂溫度 塔釜溫</p><p>　　82.66℃ </p><p><b>　　80.17℃ </b></p><p><b>　　℃</b></p><p>　

41、　精餾段的平均溫度 ℃</p><p>　　提餾段的平均溫度 ℃</p><p>　　§2.1.3 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算</p><p>　　用安托因方程可以求出苯和甲苯的飽和蒸汽壓</p><p><b>　　LogP*=</b></p><p>　　A,B,C是安托因常數(shù)，其值

42、見附錄表；</p><p>　?。簂og=6.023- =109.73Kpa</p><p>　　log=6.078- =42.80Kpa</p><p><b>　　==2.56</b></p><p>　　同理=2.59 =2.35</p><p>　　取平均相對(duì)揮發(fā)度：a==2.47&l

43、t;/p><p>　　精餾段的相對(duì)揮發(fā)度：==2.575</p><p>　　提餾段的相對(duì)揮發(fā)度：==2.455</p><p>　　§2.1.4 最小回流比和適宜回流比的選取</p><p>　　1.最小回流比的計(jì)算：</p><p>　　泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1，，</p><p>　　由相平

44、衡方程得：y===0.780 </p><p>　　2.確定合適的回流比：</p><p>　　由于最小回流比較小，在R=（1.1—2.0）Rmin范圍內(nèi)，操作回流比取最小回流比的2倍, 即 </p><p>　　§2.1.5 精餾塔和提餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L1=RD=4.756Kmol/h;V1=(R

45、+1)D=6.887kmol/h</p><p>　　L2=L1+F=8.400kmol/h;V2=V1+(1-q)F=6.887kmol/h</p><p>　　§2.1.6 精餾段和提餾段操作線</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程：

46、</b></p><p>　　§2.1.7逐板法確定理論板數(shù)7</p><p>　　對(duì)于二元精餾體系采用的數(shù)值法為逐板計(jì)算法，通常從塔頂開始計(jì)算：</p><p>　　§2.1.8全塔效率</p><p><b>　　精餾段液相粘度：</b></p><p><

47、;b>　　℃ </b></p><p>　　提餾段液相粘度: </p><p>　　則塔內(nèi)液相平均粘度為: </p><p>　　§2.1.9實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 </p><p><b>　　精餾段:</b></p><p><b>　　同理

48、提餾段:</b></p><p>　　實(shí)際進(jìn)料位置為第14，實(shí)際塔板數(shù)N=26</p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p>　　§3.1.1操作壓強(qiáng) P</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)：PD=100k

49、pa,取每層塔板壓降ΔP=0.7kpa </p><p>　　則進(jìn)料板壓強(qiáng)：PF=100+0.713=109.1kpa</p><p>　　塔釜壓強(qiáng)：PW=100+0.726=118.2kpa</p><p>　　精餾段平均操作壓強(qiáng):</p><p>　　提餾段平均操作壓強(qiáng):</p><p>　　§3.1.

50、2塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量</p><p>　　苯的分子量為78.11kg/kmol;甲苯的分子量為92.13kg/kmol</p><p>　　1.對(duì)于塔頂： XD=Y1=0.992 </p><p>　　氣相平均分子量為：MVD = YD1×M1+YD2×M</p><p>　　= 0.992×7

51、8.11+(1-0.99)×92.13=78.22Kg/Kmol</p><p>　　液相平均分子量為：MLD = XD1×M1+XD2×M2</p><p>　　=0.980×78.11+(1-0.980)×92.13=78.39Kg/Kmol</p><p>　　2.對(duì)于進(jìn)料板： XF=0.548,YF=0.75

52、0 </p><p>　　氣相平均分子量為：MVF=YF1×M1+YF2×M2</p><p>　　=0.750×78.11+(1-0.780)×92.13=81.62Kg/Kmol</p><p>　　液相平均分子量為：MLF=XF1×M1+ XF2×M2</p><p>

53、　　=0.548×78.11 +(1-0.548)×92.13=84.45Kg/Kmol</p><p>　　3.對(duì)于塔底： Yw=0.0289,Xw=0.0119</p><p>　　氣相平均分子量為：MVw = Yw×M1+(1-Yw)×M2</p><p>　　= 0.0289×78.11+(1-0.0289&

54、#215;92.13= 91.72Kg/Kmol</p><p>　　液相平均分子量為：MLw = Xw ×M1+(1-Xw)×M2</p><p>　　=0.0119×78.11+(1-0.0119)×92.13=91.96Kg/Kmol </p><p>　　則精餾段的平均分子量 </p><p>

55、<b>　　氣相： </b></p><p><b>　　液相： </b></p><p>　　則提餾段的平均分子量 </p><p><b>　　液相： </b></p><p><b>　　氣相： </b></p><p>　　

56、§3.1.3精餾段和提餾段各組分的密度 </p><p><b>　　1.液相密度ρlm</b></p><p>　　由式 可求相應(yīng)的液相密度。</p><p>　　式中；α為質(zhì)量分率；</p><p>　　對(duì)于塔頂：tD=80.17℃；=814.81Kg·m-3；=809.83Kg

57、83;m-3</p><p><b>　　質(zhì)量分率： </b></p><p><b>　　則： </b></p><p>　　對(duì)于進(jìn)料板：tF=82.66℃， =812.05Kg·m-3， =807.39Kg·m-3</p><p><b>　　質(zhì)量分率：</

58、b></p><p><b>　　則： </b></p><p>　　對(duì)于塔底：tW=109.15，=781.34Kg·m-3，=781.15Kg·m-3</p><p><b>　　質(zhì)量分率： </b></p><p><b>　　則： </b>

59、</p><p>　　則:精餾段的平均液相密度:812.36Kg/m3</p><p>　　則:提餾段的平均液相密度：795.55Kg/m3</p><p>　　2.氣相密度ρvm：ρv=</p><p>　　則精餾段的氣相密度:= =</p><p>　　則提餾段的氣相密度:== </p><

60、p>　　§3.1.4液體表面張力的計(jì)算</p><p>　　由平均表面張力公式:</p><p>　　1.對(duì)于塔頂：tD=80.17℃，=21.25mN·m-1，=21.67mN·m-1</p><p>　　則塔頂?shù)钠骄砻鎻埩Γ?=0.992×21.25+（1-0.992）×21.67=21.25mN/m&l

61、t;/p><p>　　2.對(duì)于進(jìn)料板：tF=82.66℃，=20.95mN·m-1，=21.40mN·m-1</p><p>　　進(jìn)料的平均表面張力： =0.548×20.95+(1-0.548)×21.40=21.15mN/m</p><p>　　3.對(duì)于塔底：tW=109.15，=17.76mN·m-1， =18.5

62、4mN·m-1</p><p>　　則塔底的平均表面張力: =0.0119×17.76+(1-0.0119)×18.54=18.40mN/m</p><p>　　則精餾段的平均表面張力：</p><p>　　則提餾段的平均表面張力：</p><p>　　§3.1.5液體粘度μm</p>&

63、lt;p><b>　　公式：</b></p><p>　　1.對(duì)于塔頂：tD=80.17℃，=0.308mPa/s，=0.311mPa/s</p><p>　　2.對(duì)于進(jìn)料板：tF=82.66℃，=0.300mPa/s，=0.303mPa/s</p><p>　　3.對(duì)于塔底：tW=107.15，=0.235mPa/s，=0.255mPa

64、</p><p>　　則精餾段平均液相粘度：</p><p>　　則提餾段平均液相粘度：</p><p>　　§3.1.6氣液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　1.精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　由已知：V=6.877kmol/h得：</p><p>　　由L=RD=4.756km

65、ol·h-1</p><p>　　2.提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　由kmol/h </p><p>　　由18.449kmol/h </p><p>　　§ 3.2 精餾段工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　§3.2.1 精餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p>

66、<p>　　§3.2.1.1塔徑 D </p><p>　　初選所設(shè)計(jì)的精餾塔采用單流型塔板，板間距 </p><p><b>　　液氣流動(dòng)參數(shù)</b></p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得到表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子 C20=0.053</p><p><b>　　負(fù)荷因子&

67、lt;/b></p><p><b>　　液泛速度m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.60，= m/s</p><p>　　塔徑 圓整為D=0.4m</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速

68、</b></p><p>　　由D=0.4，根據(jù)教材表10-1，塔的板間距HT可以為300mm。</p><p>　　§3.2.1.2 溢流裝置</p><p>　　采用單溢流，弓型降液管，凹形受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。</p><p>　　溢流堰長(zhǎng) LW=0.60D=0.60×0.4=0.24m<

69、/p><p>　　出口堰高 hW=hL-hOW，式中 ：hL–––板上液層高，取0.05m；hOW–––板上方液頭高度。</p><p>　　近似取溢流收縮系數(shù) E=1.0 </p><p>　　<0.006m,應(yīng)采用齒形堰</p><p>　　∴hW=0.05-0.0045=0.0455m</p><p&g

70、t;　　降液管的寬度與降液管的面積</p><p>　　由 查弓形降液管參數(shù)圖 得 Wd/D=0.136,Af/AT=0.057</p><p>　　故Wd=0.136×0.4=0.0544m Af=0.057×0.126=0.0072m2</p><p>　　計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積。</p><

71、p><b>　　， 故符合要求。</b></p><p>　　降液管底隙高度h0 取液體通過降液管底隙的流速</p><p><b>　　則降液管底隙高</b></p><p>　　故降液管高度設(shè)計(jì)合理.</p><p>　　§3.2.1.3 塔板布置</p><

72、;p>　　因D<800mm,塔板采用整塊式,取邊緣區(qū)寬度Wc=0.02m，安定區(qū)寬度WS=0.035m</p><p>　　依式1-57計(jì)算開孔區(qū)面積</p><p>　　其中：x=D/2–（Wd+WS）=0.4/2–（0.0544+0.035）=0.11m</p><p>　　R=D/2–WC=0.4/2–0.02=0.18m</p>&

73、lt;p>　　§3.2.1.4 篩孔數(shù) n 與開孔率 φ</p><p>　　取篩孔的孔徑d0=4mm,篩板選用δ=3mm碳鋼板，篩孔按正三角形排列 </p><p>　　孔中心距 t=2.6d0=2.6×4=10.4mm</p><p><b>　　塔板上篩孔數(shù)</b></p><p>　　塔

74、板開孔區(qū)的開孔率 φ=，開孔率在5-15%范圍內(nèi)，符合要求。</p><p><b>　　氣體通過篩孔的氣速</b></p><p>　　§3.2.1.5 精餾段塔有效高度</p><p>　　Z1=（13–1）×0.3=3.6m</p><p>　　§3.2.2 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算</

75、p><p>　　§2.3.2.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c</p><p>　　，查干篩孔的流量系數(shù)圖，得 C0=0.77，</p><p>　　氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l</p><p><b>　　，</b></p&

76、gt;<p><b>　　氣相動(dòng)能因數(shù)</b></p><p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖=0.68</p><p>　　hl= hL=（hW+hOW）=0.68×0.05=0.034m </p><p>　　克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt

77、;/p><p>　　0.0089+0.034+0.0027=0.0458m</p><p><b>　　單板壓降：</b></p><p><b>　　,符合設(shè)計(jì)要求。</b></p><p>　　§3.2.2.2 液沫夾帶量ev的驗(yàn)算</p><p>　　塔板上鼓泡層

78、的高度hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m</p><p><b>　　kg液/kg氣</b></p><p>　　∴精餾段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。</p><p>　　§3.2.2.3 漏液的驗(yàn)算</p><p><b>　　=</b></p>

79、<p><b>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)</b></p><p>　　該值大于1.5，符合設(shè)計(jì)要求?！嗑s段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。</p><p>　　§3.2.2.4 液泛驗(yàn)算</p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 </p><p><b>　　=0

80、.001m液柱</b></p><p>　　=0.0458+0.05+0.001=0.0968m</p><p>　　取Ф=0.45， Ф（HT+hW）=0.45×（0.30+0.0455）=0.155m</p><p>　　∴在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段

81、塔徑和各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。</p><p>　　§3.2.3 塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　§3.2.3.1液沫夾帶線</p><p><b>　　由式 ，</b></p><p>　　近似取E=1.0，hW=0.0455m ，LW=0.24m</p><p>　　HT

82、=0.30m，，</p><p>　　取液沫夾帶極限值eV=0.1 kg液/kg氣，</p><p><b>　　即: ，整理，得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出相應(yīng)的的VS值列于表2.3.1</p><p>　　表 2.3.1 液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果表</p><p

83、>　　依表中數(shù)據(jù)在提餾段負(fù)荷性能圖中做液沫夾帶線，如圖2-1所示。</p><p>　　§3.2.3.2液泛線</p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p>　　忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，整理得</p>

84、<p><b>　　式中：</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取若干LS值依(2)式計(jì)算Vs值列于表2.3.2,作出精餾段液泛線。</p><p>　　表 2.3.2 液泛線計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　§3.2.3.3液相負(fù)荷

85、上限線</p><p>　　取液體在降液管中的停留時(shí)間的下限為4秒，由，</p><p>　　液相負(fù)荷上限線在VS–LS坐標(biāo)圖上為與氣體流量VS無關(guān)的垂直線，如圖2-1。</p><p>　　§3.2.3.4漏液線</p><p><b>　　得 = 整理得 </b></p><p>

86、　　此即氣相負(fù)荷下限線關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LS值，依式計(jì)算相應(yīng)VS列于表2.3.3，據(jù)此做精餾段氣相負(fù)荷下限線。</p><p>　　表 2.3.3 漏液線計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　§3.2.3.5液相負(fù)荷下限線 </p><p>　　對(duì)于齒形堰，堰上液層高度hOW=0.003m作為液相負(fù)荷下限線的條件，</p><p&

87、gt;　　取E=1.0 ，則整理上式</p><p><b>　　則</b></p><p>　　由此值在VS–LS圖上作液相負(fù)荷下限線，精餾段塔負(fù)荷性能圖見附錄。</p><p>　　§3.3 提餾段工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　§3.3.1 提餾段塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算</p>&

88、lt;p>　　§3.3.1.1 塔徑 D</p><p>　　初選所設(shè)計(jì)的提餾塔采用單流型塔板，板間距300mm，取板上液層高度</p><p>　　0.0790，0.25m</p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得0.048，0.0479</p><p>　　取安全系數(shù)為0.60,u=0.60×=0.60×

89、0.7526=0.4515m/s</p><p>　　塔徑 ,圓整為D=0.4m</p><p>　　塔截面積為 0.126</p><p><b>　　空塔氣速 </b></p><p>　　§3.3.1.2 溢流裝置</p><p>　　采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平行

90、溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。</p><p>　　1.溢流堰長(zhǎng) LW=0.60D=0.60×0.4=0.24m</p><p>　　2.出口堰高 hW=hL-hOW</p><p>　　式中 ：hL–––板上液層高，取0.05m</p><p>　　hOW–––板上方液頭高度</p><p>　　近似取溢流收縮系數(shù)

91、E=1,則0.007m</p><p>　　∴hW=0.05-0.007=0.043m</p><p>　　3.降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由 ,查弓形降液管參數(shù)圖得 Wd/D=0.136，Af/AT=0.057</p><p>　　故Wd=0.136×0.4 =0.0544m</p>&l

92、t;p>　　Af=0.057×（3.14/4）×D2=0.057×0.785×0.42=0.0072m2</p><p>　　由式 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積。</p><p>　　5s， 故符合要求。</p><p>　　4.降液管底隙高度h0</p><p>　　取液體通過降液

93、管底隙的流速，0.0154m</p><p>　　0.0276m>0.006m,故降液管高度設(shè)計(jì)合理.</p><p>　　§3.3.1.3 塔板布置</p><p>　　1．取邊緣區(qū)寬度WC=0.02m，安定區(qū)寬度WS=0.035m</p><p>　　2.依下式計(jì)算開孔區(qū)面積</p><p>　　其

94、中：x=D/2–（Wd+WS）=0.4/2–（0.055+0.035）=0.11m</p><p>　　R=D/2–WC=0.4/2–0.02=0.18m</p><p><b>　　算得 =0.074</b></p><p>　　§3.3.1.4 篩孔數(shù) n 與開孔率 φ</p><p>　　1．取篩孔的孔徑

95、d0=4mm,篩板選用碳鋼板，板厚δ=3mm</p><p>　　2．篩孔按正三角形排列,?。?.6，故孔中心距 t=2.6d0=2.6×4=10.4mm</p><p><b>　　3．塔板上篩孔數(shù) </b></p><p>　　4．塔板開孔區(qū)的開孔率</p><p>　　13.4%,開孔率在5~15%范圍內(nèi)

96、，符合要求。</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速 5.20m/s</p><p>　　§3.3.1.5 提餾段塔有效高度</p><p>　　Z2=（13-1）×0.30=3.6m</p><p>　　§3.3.2 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算(同精餾段負(fù)荷性能求解相同)</p><p>　　&#

97、167;3.3.2.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　1.干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c</p><p><b>　　m</b></p><p>　　2.氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l</p><p><b>　　0.434m/s,</b></p><p

98、>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖,得0.66,0.033m</p><p>　　3.克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　=0.0094+0.033+0.002=0.0449m</p><p>　　單板壓降：0.35kPa<0.7kPa,符合設(shè)計(jì)要求。</p>

99、<p>　　§3.3.2.2 霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算</p><p>　　塔板上鼓泡層的高度=2.5=2.5×0.05=0.125m</p><p>　　0.0053kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣</p><p>　　∴精餾段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p>　　§3.3.

100、2.3 漏液的驗(yàn)算</p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù) ，符合設(shè)計(jì)要求。</p><p>　　∴精餾段在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。</p><p>　　§3.3.2.4 液泛驗(yàn)算</p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清夜層高度</p><p>　　取Ф=0.45，0.001m,=0.0

101、449+0.05+0.01=0.1049m</p><p>　　Ф（HT+hW）=0.45×（0.3+0.043）=0.154m</p><p>　　∴在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。</p><p>　　§3.3.3 塔板負(fù)荷性能圖(同精餾段負(fù)荷性能求解相同)</p><p>　　§3.3.3.1液沫夾帶線<

102、/p><p><b>　　經(jīng)計(jì)算整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出相應(yīng)的的VS值列于表3.3.1</p><p>　　表 3.3.1 液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在提餾段負(fù)荷性能圖中做液沫夾帶線，如圖2-2所示。</p><p>　　

103、§3.3.3.2液泛線 </p><p><b>　　經(jīng)計(jì)算整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取若干LS值依(2)式計(jì)算Vs值列于表3.3.2,作出提餾段液泛線。</p><p>　　表 3.3.2 液泛線計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　§3.3.3.3液相負(fù)荷上限線</p>

104、;<p>　　取液體在降液管中的停留時(shí)間的下限為4秒，</p><p>　　液相負(fù)荷上限線在VS–LS坐標(biāo)圖上為與氣體流量VS無關(guān)的垂直線，如圖2-2。</p><p>　　§3.3.3.4漏液線</p><p><b>　　經(jīng)計(jì)算整理得: </b></p><p>　　此即氣相負(fù)荷下限線關(guān)系式，

105、在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LS值，依式計(jì)算相應(yīng)VS列于表3.3.3，據(jù)此做提餾段氣相負(fù)荷下限線。</p><p>　　表 3.3.3 漏液線計(jì)算結(jié)果表</p><p>　　§3.3.3.5液相負(fù)荷下限線 </p><p>　　取平直堰，堰上液層高度hOW=0.005m作為液相負(fù)荷下限線的條件，取E=1.0 ，</p><p>　　則整理

106、上式=0.000156m/s</p><p>　　由此值在VS–LS圖上作液相負(fù)荷下限線，如圖2-2所示。</p><p>　　以上二圖即精餾段和提餾段負(fù)荷性能圖，每五條線包圍的區(qū)域分別為精、提餾段的塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線，OP與霧沫夾帶線的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為VS，mas，OP與氣相負(fù)荷下限線的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為VS，min。</p><p>　　可知

107、本設(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。</p><p>　　精餾段臨界點(diǎn)的操作彈性為：VS，mas / VS，min=1.85/0.48=3.85 </p><p>　　提餾段臨界點(diǎn)的操作彈性為：VS，mas / VS，min=0.77/0.57=1.35 </p><p>　　提餾段塔負(fù)荷性能圖見附錄。第四章 板式塔結(jié)構(gòu)及附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</p>

108、<p>　　§ 4.1 熱量衡算</p><p>　　§4.1.1 進(jìn)入系統(tǒng)的熱量</p><p>　　1．進(jìn)料帶入的熱量QF</p><p>　　℃,=153.1kJ/（kmol·K），182.5kJ/（kmol·K）</p><p>　?。?.590×153.1+（1-0.59

109、0）×182.5=165.15kJ/（kmol·K）,</p><p>　?。?.644×165.15×(273.15+82.66)=214128.8kJ/h</p><p><b>　　回流帶入的熱量</b></p><p>　　由于是泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖 此時(shí)=82.0℃</p>&

110、lt;p>　?。?65.15kJ /（kmol·K）</p><p>　　§4.1.2 離開系統(tǒng)的熱量</p><p>　　1．塔頂蒸汽帶出的熱量</p><p><b>　　D℃ </b></p><p><b>　　KJ/h </b></p>&

111、lt;p><b>　　殘液帶出的熱量</b></p><p>　　W=1.513kJ/h ℃</p><p><b>　　3. </b></p><p>　　§4.1.3再沸器熱負(fù)荷計(jì)算</p><p>　　再沸器用120.2℃飽和水蒸氣加熱 r=2204.6kJ/kg<

112、;/p><p>　　§4.1.4冷凝器熱負(fù)荷算</p><p>　　冷凝水的進(jìn)口溫度為20℃ 出口溫度為30℃ </p><p>　　5021.6kg/h</p><p>　　§ 4.2傳熱面積的計(jì)算</p><p>　　計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格，確定流體通入的空間，加熱蒸汽走殼程，塔釜產(chǎn)品走管程</p

113、><p>　　§4.2.1再沸器傳熱面積的計(jì)算</p><p>　　飽和水蒸氣進(jìn)口溫度為120.2℃，出口溫度為120.2℃；冷流體進(jìn)口溫度為95.905℃，出口溫度為109.15℃；</p><p><b>　　平均船熱溫差 ℃</b></p><p>　　K=2926kJ/.h.℃ </p>

114、;<p>　　§4.2.2冷凝器傳熱面積的計(jì)算</p><p>　　冷凝水進(jìn)口溫度為20℃ 出口溫度為35℃ 熱流體的溫度始終為80.17℃ </p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　§4.3塔高的計(jì)算</b></p><p>　　在塔上

115、開個(gè)2個(gè)人孔，其高度均為 0.5m，塔頂封頭取1.0m，塔底封頭取1.5m,進(jìn)料板取0.7m,裙座取1.5m，。</p><p>　　精餾段 =(13-1)×0.3=3.6m</p><p>　　提餾段 =(13-1)×0.3=3.6m</p><p>　　所以 =3.6+3.6+0.5×2+0.5×2+0.7+1.5+

116、1.5=12.9m</p><p><b>　　§4.4接管設(shè)計(jì)</b></p><p><b>　　§4.4.1進(jìn)料管</b></p><p>　　由已知料液流率 FG=FMF=3.644×83.36=305.59kg/h，料液密度 ρLMF=809.95kg/m3</p>

117、<p>　　則料液體積流率 VF=305.59/809.95=0.3773m3/h</p><p>　　取管內(nèi)流速 uF =0.5m/s </p><p><b>　　則進(jìn)料管直徑 </b></p><p>　　取進(jìn)料管尺寸為Φ19×1.0 實(shí)際流速uF=0.46m/s</p><p>&

118、lt;b>　　§4.4.2回流管</b></p><p>　　由已知回流液流率 DG=166.69kg/h</p><p>　　回流液密度 =814.76kg/m3</p><p>　　則回流液體積流率VD=2166.69/814.76=0.205m3/h</p><p>　　取管內(nèi)流速uD =0.3m/s

119、</p><p><b>　　則回流管直徑m</b></p><p>　　取回流管尺寸為Φ19×1.0 實(shí)際流速uD=0.25m/s</p><p>　　§4.4.3釜液出口管</p><p>　　由已知釜液流率 WG=138.89kg/h，釜液密度 =781.15 kg/m3</p&g

120、t;<p>　　則釜液體積流率VW=138.89/781.15=0.178m3/h</p><p>　　取管內(nèi)流速uD =0.3m/s ，則釜液出口管直徑</p><p>　　取釜液出口管尺寸為Φ18×1.0 實(shí)際流速uW=0.25m/s</p><p>　　§4.4.4塔頂蒸汽管</p><p>　　

121、近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率，并取管內(nèi)蒸汽流速uT=15m/s</p><p><b>　　則</b></p><p>　　取塔頂蒸汽管尺寸為Φ127×7.0 實(shí)際流速uT=15.0m/s</p><p><b>　　第五章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</b></p><p>　　表5-1

122、：篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總</p><p><b>　　結(jié)束語</b></p><p>　　近一個(gè)月的查文獻(xiàn)、看課本、計(jì)算數(shù)據(jù)、設(shè)計(jì)流程、以及校核，終于完成了化工原理課程設(shè)計(jì)的任務(wù)，并取得了可行的設(shè)計(jì)方案和流程。</p><p>　　通過這次的課程設(shè)計(jì)工作使我更加認(rèn)識(shí)了化工原理的重要性，也在設(shè)計(jì)的過程中學(xué)到了很多以前并不知道的知識(shí)，對(duì)以前課

123、本上講過的知識(shí)點(diǎn)有了更加深刻的認(rèn)識(shí)，鞏固了所學(xué)的理論知識(shí)，也了解了如何處理化工實(shí)際生產(chǎn)中可能出現(xiàn)的問題，了解了很多的經(jīng)驗(yàn)式和科學(xué)方法。</p><p>　　在設(shè)計(jì)的過程中努力做到自主完成目標(biāo)，獨(dú)立設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)任務(wù)，繪圖等等各種工作在設(shè)計(jì)的過程中中我也遇到了很多的困難。密度、粘度、平均分子量的計(jì)算、相對(duì)揮發(fā)度、溫度、高度、塔板等等很多計(jì)算過程涉及到了很多我們以前所不知道的知識(shí)點(diǎn)，這對(duì)我來說是一個(gè)不小的挑戰(zhàn)，當(dāng)然也激

124、發(fā)了我不服輸?shù)膭蓬^，通過自己不懈的努力和學(xué)校，終于克服了一個(gè)有一個(gè)的困難，完成了設(shè)計(jì)的任務(wù)。在這次設(shè)計(jì)的過程中感覺最深刻的還是自己對(duì)自己有了一個(gè)新的認(rèn)識(shí)，自己是大學(xué)生而不是小學(xué)生也不是高中生了，我們要對(duì)自己負(fù)責(zé)，應(yīng)該努力學(xué)校理論知識(shí)，不斷的充實(shí)自己，使自己更加的優(yōu)秀。</p><p>　　課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識(shí)，使我

125、們所學(xué)的知識(shí)不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力。</p><p>　　設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設(shè)計(jì)過程中

126、，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性，以便為將來的工作打下良好的基礎(chǔ)。 </p><p>　　此外，在設(shè)計(jì)過程中還得到了老師和許多同學(xué)的熱心幫助，一并給以衷心的感謝！</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋編《化工原理》上冊(cè)第2版，化學(xué)工業(yè)出版社.2000年2月<

127、/p><p>　　陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋編《化工原理》下冊(cè)第2版，化學(xué)工業(yè)出版社.2000年2月</p><p>　　匡國(guó)柱,史啟才主編《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》第1版，化學(xué)工業(yè)出版社. 2002年1月</p><p>　　吉林化工學(xué)院化工原理教研室 編《化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書》.2002年3月</p><p>　　天津大學(xué)物理化學(xué)教

128、研室 編《化工原理》（上、下冊(cè)）第6版 高等教育出版社.2004年5月</p><p>　　王衛(wèi)東 編《化工原理課程設(shè)計(jì)》化學(xué)工業(yè)出版社.2011年9月</p><p>　　盧煥章等 編《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)》，化學(xué)工業(yè)出版社.1982年</p><p>　　馬曉迅，夏素蘭，曾慶榮主編《化工原理》化學(xué)工業(yè)出版社.2010年8月</p><p>

129、;<b>　　主要符號(hào)說明</b></p><p><b>　　附 錄</b></p><p><b>　　基礎(chǔ)</b></p><p>　　苯和甲苯的物理性質(zhì)：</p><p><b>　　Antoine常：</b></p><p&

130、gt;　　苯和甲苯的液相密度ρt</p><p><b>　　液體的表面張力σ</b></p><p><b>　　液體粘度μL</b></p><p><b>　　液體氣化潛熱γ</b></p><p><b>　?。ǘ┧?fù)荷性能圖</b></p