化工原理課程設(shè)計--7200ta氯苯精餾工藝設(shè)計

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計說明書</p><p>　　設(shè)計題目：7200t/a氯苯精餾工藝設(shè)計</p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　1.設(shè)計題目和要求</b></p><p>　?。?）7200 T/a 99.8% 氯苯精餾工藝設(shè)計;</p><p>

2、;　?。?） 氯苯純度不低于99.8%，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于98%，原料液中含氯苯38%。（以上均為質(zhì)量分數(shù)）</p><p><b>　　2.操作條件</b></p><p>　?。?）塔頂壓力：4 KPa(表壓)；</p><p>　?。?）進料熱狀態(tài)：自選；</p><p>　?。?）回流比：自選；</p&g

3、t;<p>　　（4）塔底加熱蒸汽壓力：0.5 MPa；</p><p>　?。?）單板壓降：≦ 700 Pa；</p><p>　?。?）全塔效率：45%（或自算）；</p><p><b>　　3.塔板類型</b></p><p><b>　　篩板。</b></p>

4、<p><b>　　4.工作日</b></p><p>　　每年300天，每天24小時連續(xù)運行。</p><p><b>　　5.廠址</b></p><p>　　廠址為杭州或溫州市地區(qū)。</p><p><b>　　6.設(shè)計內(nèi)容</b></p><

5、;p>　?。?）設(shè)計方案簡介；</p><p>　?。?）工藝流程草圖及說明；</p><p>　?。?）工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計；</p><p>　?。?）輔助設(shè)備計算及選型；</p><p>　?。?）對本設(shè)計的評述；</p><p>　?。?）附圖（主體設(shè)備設(shè)計條件圖和工藝流程圖）；</p>

6、<p><b>　?。?）參考文獻；</b></p><p>　　（8）主要符號說明。</p><p><b>　　7.設(shè)計時間</b></p><p>　　2011-10-17至12-23。采用分散方式進行。</p><p><b>　　8.設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b>&l

7、t;/p><p>　　設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)和有關(guān)物性數(shù)據(jù)查有關(guān)手冊等參考資料。</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　摘要：4</b></p><p>　　一．產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介4</p><p>　　1. 產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介5</p>

8、<p><b>　　1.1產(chǎn)品簡介5</b></p><p>　　1.1.1理化性質(zhì)5</p><p>　　1.1.2質(zhì)量指標5</p><p>　　1.1.3 用途5</p><p>　　1.1.4國內(nèi)外生產(chǎn)技術(shù)概況5</p><p>　　1.1.5氯苯健康危害7<

9、/p><p>　　1.1.6急救措施和應(yīng)急處理7</p><p>　　1.1.7氯苯的生產(chǎn)方法7</p><p>　　1.2設(shè)計方案簡介8</p><p>　　二．工藝流程草圖及說明9</p><p>　　2.1工藝流程草圖9</p><p>　　2.2工藝流程說明10</p>

10、;<p>　　三．工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計11</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算11</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率11</p><p>　　3.1.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量11</p><p>　　3.1.3物料衡算12</p><p>　

11、　3.2 塔板數(shù)的確定12</p><p>　　3.2.1理論版層數(shù)NT的求取12</p><p>　　3.2.2實際板層數(shù)的求解13</p><p>　　3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算14</p><p>　　3.3.1操作壓力計算14</p><p>　　3.3.2操作溫度計算14</

12、p><p>　　3.3.3平均摩爾質(zhì)量計算14</p><p>　　3.3.4平均密度計算15</p><p>　　3.3.5液體平均表面張力計算16</p><p>　　3.3.6液體平均黏度計算17</p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算18</p><p>　　3.4.

13、1 塔徑的計算18</p><p>　　3.4.2精餾塔有效高度計算19</p><p>　　3.5塔板主要工藝尺寸的計算20</p><p>　　3.5.1溢流裝置計算20</p><p>　　3.5.2塔板寬度21</p><p>　　3.6塔板流體力學驗算23</p><p>

14、　　3.6.1塔板壓降23</p><p>　　3.6.2液面落差24</p><p>　　3.6.3液沫夾帶24</p><p>　　3.6.4漏液25</p><p>　　3.6.5液泛25</p><p>　　3.7塔板符合性能圖26</p><p>　　3.7.1漏液線26

15、</p><p>　　3.8 塔體結(jié)構(gòu)及塔高示意圖26</p><p>　　3.9 塔接管尺寸計算27</p><p>　　四 .塔輔助設(shè)備的計算及選型30</p><p>　　4.1 原料儲罐30</p><p>　　4.2 原料輸送泵30</p><p>　　4.3 預(yù)熱器31&

16、lt;/p><p>　　4.4 篩板塔32</p><p><b>　　4.5再沸器32</b></p><p>　　4.6產(chǎn)品（氯苯）冷卻器33</p><p>　　4.7氯苯儲槽34</p><p>　　4.8氯苯輸送泵34</p><p>　　4.9全冷凝管3

17、4</p><p>　　4.10分配器35</p><p>　　4.12 苯貯槽35</p><p>　　4.13苯輸送泵36</p><p>　　五．能源消耗估算37</p><p>　　5.1 加熱蒸汽消耗量37</p><p>　　5.2 冷卻水消耗量37</p>

18、<p>　　5.3動力泵消耗量38</p><p>　　5.4 動力單耗和總耗38</p><p>　　六．對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題討論39</p><p>　　6.1相關(guān)問題討論39</p><p>　　6.2設(shè)計感言40</p><p>　　七． 參考文獻41</p><

19、;p>　　八． 主要符號說明42</p><p>　　7200t/a氯苯精餾工藝設(shè)計</p><p>　　摘要：根據(jù)化工原理課程設(shè)計大綱和設(shè)計任務(wù)書，查閱了有關(guān)資料，對產(chǎn)品進行了簡介；確定了采用篩板塔、連續(xù)精餾操作方式、泡點進料、自流式冷凝器、虹吸式再沸器等設(shè)計方案；進行了物料衡算、塔板數(shù)和物性數(shù)據(jù)計算、篩板塔流體力學驗算等工藝計算；確定了主體設(shè)備篩板塔塔體和塔板工藝尺寸、塔體結(jié)構(gòu)

20、、塔接管尺寸等；對再沸器等輔助設(shè)備進行了計算及選型；繪制了塔板負荷性能圖和精餾系統(tǒng)工藝流程圖；完成了設(shè)計任務(wù)要求。</p><p>　　1．產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介</p><p>　　苯和氯苯是兩種重要的基本化工原料，根據(jù)其物理性質(zhì)之間的差別，本設(shè)計采用篩板精餾方式進行分離。</p><p><b>　　1.1產(chǎn)品簡介</b></p>

21、<p>　　氯苯（一氯代笨），英文名稱為Monochlorobenzene (or Chlorobenzene).</p><p><b>　　1.1.1理化性質(zhì)</b></p><p>　　分子式：C6H5Cl,結(jié)構(gòu)式：，分子量：112.56，無色透明易揮發(fā)液體，有杏仁味，比重 =1.107，沸點131.6℃，凝固點為-45℃，閃點為85℉，自燃點118

22、0℉，折射率 =1.5216。易燃，空氣中爆炸極限為1.8%～9.6%?？扇苡诖蠖鄶?shù)有機溶劑，不溶于水。</p><p>　　苯和氯化苯的主要物理性質(zhì)</p><p><b>　　1.1.2質(zhì)量指標</b></p><p>　　根據(jù)HG2-810-75,其產(chǎn)品質(zhì)量標準如下：</p><p><b>　　一氯苯產(chǎn)

23、品質(zhì)量標準</b></p><p><b>　　1.1.3 用途</b></p><p>　　氯苯用于如下幾方面：</p><p>　?。?）合成有機中間體，如鄰硝基氯苯，對硝基氯苯，二硝基氯苯，從而生產(chǎn)涂料，顏料，醫(yī)藥，農(nóng)藥，燃料，抗氧劑，感光材料；</p><p>　?。?）直接用于合成二苯醚，二氯二苯砜

24、類聚合物，農(nóng)藥DDT等；</p><p>　?。?）用于合成MDI,TDI和殺蟲劑農(nóng)藥等的溶劑。</p><p>　　1.1.4國內(nèi)外產(chǎn)、銷量概況</p><p>　　我國于1950年氯苯的產(chǎn)量僅為439T。1952年在錦西化工總廠建成我國第一套400T/a大型一氯苯生產(chǎn)裝置，至1970年我國一氯苯年產(chǎn)量已達到3.75萬噸，到1991年一氯苯生產(chǎn)能力已達到14萬噸，

25、居世界第二位，到1994年又增至17.5萬噸，超過美國，居世界第一位。</p><p>　　我國一氯苯產(chǎn)、銷量及生產(chǎn)廠家如下所示：</p><p><b>　　我國一氯苯產(chǎn)、銷量</b></p><p>　　我國一氯苯生產(chǎn)廠家、生產(chǎn)能力及產(chǎn)量</p><p>　　同時期國外生產(chǎn)能力和產(chǎn)量如下表所示：</p>

26、<p>　　主要國家一氯苯生產(chǎn)能力（萬噸）</p><p>　　美國，西歐和日本氯苯產(chǎn)量（萬噸）</p><p>　　國外主要生產(chǎn)公司及生產(chǎn)能力為</p><p>　　1.1.5氯苯健康危害</p><p>　　侵入途徑：吸入、食入、經(jīng)皮吸收。健康危害：對中樞神經(jīng)系統(tǒng)有抑制和麻醉作用;對皮膚和粘膜有刺激性。急性中毒：接觸高濃度

27、可引起麻醉癥狀，甚至昏迷。脫離現(xiàn)場，積極救治后，</p><p>　　可較快恢復(fù)，但數(shù)日內(nèi)仍有頭痛、頭暈、無力、食欲減退等癥狀。液體對皮膚有輕度刺激性，但反復(fù)接觸，則起紅斑或有輕度表淺性壞死。 慢性中毒：常有眼痛、流淚、結(jié)膜充血;早期有頭痛、失眠、記憶力減退等神經(jīng)衰弱癥狀;重者引起中毒性肝炎，個別可發(fā)生腎臟損害</p><p>　　1.1.6急救措施和應(yīng)急處理</p>

28、<p>　　皮膚接觸：脫去被污染的衣著，用肥皂水和清水徹底沖洗皮膚，就醫(yī)。</p><p>　　眼睛接觸：提起眼瞼，用流動清水或生理鹽水沖洗，就醫(yī)。</p><p>　　吸入：迅速脫離現(xiàn)場至空氣新鮮處，保持呼吸道通暢；如呼吸困難，給輸氧。 如呼吸停止時，立即進行人工呼吸，就醫(yī)。 食入：飲足量溫水，催吐，就醫(yī)。</p><p>　　迅速撤

29、離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應(yīng)急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源。防止進入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構(gòu)筑圍堤或挖坑收容;用泡沫覆蓋，降低蒸氣災(zāi)害。用防爆泵轉(zhuǎn)至槽車或?qū)Ｓ檬占鲀?nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。 廢棄物處置方法：用焚燒法。廢料同其他燃料混合后

30、再焚燒，燃燒要充分，防止光氣生成。焚燒爐排出的鹵化氫通過酸洗滌器除去。</p><p>　　1.1.7氯苯的生產(chǎn)方法</p><p><b>　　（1）直接氯化法：</b></p><p>　　有氣相法和液相法兩種。①氣相法，反應(yīng)溫度400～500℃，成本高于液相法，故已被淘汰。②液相法，通常用三氯化鐵催化，但在生成氯苯的同時，還伴有多氯苯生成

31、。其相對速度常數(shù)如下：</p><p>　　從以上的相對速度常數(shù)可知，如能在反應(yīng)過程中維持苯有較高的濃度，而使氯苯的濃度較低，則可控制多氯苯的生成。為此可采用多釜串聯(lián)或接近活塞流的管式反應(yīng)器連續(xù)操作。氯化是放熱反應(yīng)，可用載熱體移出反應(yīng)熱。但更好的方法是使反應(yīng)在液體的沸點下進行。此時，一部分過量的苯和少量氯苯氣化，帶走大量熱量，可使反應(yīng)器的生產(chǎn)能力增加。反應(yīng)產(chǎn)物中含有氯化氫，在蒸餾前要用氫氧化鈉溶液中和。</

32、p><p><b>　?。?）氧氯化法：</b></p><p>　　應(yīng)是在275℃和常壓下于氣相中進行的，催化劑為銅-氧化鋁。為了抑制多氯苯的生成，所用的苯需大大過量。盡管如此，還會生成5％～8％的二氯苯，而氯化氫被全部用完。 </p><p><b>　　1.2設(shè)計方案簡介</b></p><p>

33、　?。?）根據(jù)任務(wù)書中的要求，要進行的是7200 T/a 99.8% 氯苯精餾工藝設(shè)計。根據(jù)原料兩者物性（特別是沸點）之間的差別，結(jié)合生產(chǎn)實際，本設(shè)計是采用精餾塔對其進行分離，采用連續(xù)操作方式。</p><p>　?。?）精餾塔包括板式精餾塔和填料精餾塔。板式精餾塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以泡沫或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質(zhì)與傳熱。填料精餾塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上流動

34、，氣液；兩相密切接觸進行傳質(zhì)與傳熱。雖然生產(chǎn)能力、分離效率填料塔較高，壓降板式塔較高，操作彈性板式塔較小，但是板式塔造價便宜，持液量較大，操作較平穩(wěn)，不易引起產(chǎn)品質(zhì)量的波動，并且更容易實現(xiàn)側(cè)線進料和出料等等，所以綜合考慮，本設(shè)計采用板式精餾塔對其進行分離。</p><p>　　(3) 38%（質(zhì)量分數(shù)）氯苯進入精餾工序需要貯槽中間儲存，準備一個班（8個小時）的料以備周轉(zhuǎn)，該貯槽數(shù)量2只，一開一備。

35、 </p><p>　　（4）原料進塔選擇泡點進料，需要原料預(yù)熱器一只，蒸汽加熱。</p><p>　?。?）原料進預(yù)熱器用泵輸送，數(shù)量2只，一開一備。</p><p>　?。?）塔頂上升蒸氣采用全冷凝，冷凝液在泡點下通過分配器一部分回流至塔內(nèi)，選用自流式冷凝器和分配器各一只。</p><p>　?。?）回流后其余部分冷凝液經(jīng)冷

36、卻器冷卻后自流至苯貯槽，所以需要選用冷卻器一只，苯貯槽儲存一個班（8個小時）的料，數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　?。?）苯輸送至上、下工序或大貯槽用泵數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　?。?）回流比等待計算后確定。</p><p>　?。?0）采用虹吸式再沸器一只作為塔釜，塔釜外置，不與塔相連，間接蒸汽加熱。</p><p>

37、　?。?1）塔底氯苯產(chǎn)品經(jīng)冷卻后輸送入貯槽儲存，儲放一個班的料，需要冷卻器一只，貯槽2只（一開一備）。</p><p>　?。?2）氯苯產(chǎn)品輸送至下工序或大貯槽用泵，數(shù)量二只，一開一備。</p><p>　　二．工藝流程圖及說明</p><p><b>　　2.1工藝流程草圖</b></p><p><b>　

38、　（1）流程示意圖</b></p><p><b>　?。?）工藝流程圖</b></p><p><b>　　2.2工藝流程說明</b></p><p>　　前工序氯化反應(yīng)（或粗餾）所得的38%苯和氯苯原料混合液送至本工序原料貯槽，通過泵送至原料預(yù)熱器進行預(yù)熱，達到泡點溫度后進入精餾塔進行精餾。精餾塔內(nèi)上升蒸氣

39、經(jīng)全冷凝器冷凝至泡點，再經(jīng)分配器一部分回流至塔內(nèi)，另一部分經(jīng)冷卻后自流至苯貯槽；塔內(nèi)泡點回流液體在精餾段下降至進料口與原料液一起在提餾段下降至塔釜，再經(jīng)再沸器汽化成蒸氣后由塔底上升至塔頂，塔釜內(nèi)重組分氯苯經(jīng)冷卻后自流至氯苯貯槽。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，最終完成苯與氯苯的分離。分離而得的98%苯返回氯化反應(yīng)工序作為原料循環(huán)套用；所得的氯苯或者作為原料進入下工序進一步加工成所需產(chǎn)品，或者作為產(chǎn)品出廠。</p>&l

40、t;p>　　三．工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 Kg/kmol</p><p>　　氯苯的摩爾質(zhì)量 MB=112.56 Kg/kmol</p&

41、gt;<p>　　3.1.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　3.1.3物料衡算</b></p><p><b>　　每小時產(chǎn)品氯苯產(chǎn)量</b></p><p>　　取設(shè)計余量為15%，則設(shè)計氯苯產(chǎn)品產(chǎn)量W=1150 kg/h=10.226 kmol/h</p>

42、<p>　　產(chǎn)品產(chǎn)量 </p><p>　　總物料衡算 </p><p>　　苯物料衡算 </p><p>　　聯(lián)立解得 </p><p>　　30000t/a氯苯與7200t/a氯苯的換算系數(shù)為4.1667，即</p><p>　　3.2

43、 塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.2.1理論版層數(shù)NT的求取</p><p>　?。?）根據(jù)設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，及苯和氯苯純組分飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，由拉烏爾定律計算企業(yè)平衡數(shù)據(jù)，其公式如下：</p><p><b>　　計算結(jié)果列表如下：</b></p><p>　　苯和氯苯純組分飽和蒸汽壓及氣液平衡數(shù)據(jù)</p>

44、<p>　　(2)采用圖解法求理板層數(shù)</p><p>　?、俑鶕?jù)苯-氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，作出如下圖1：</p><p>　?、谇笞钚』亓鞅燃安僮骰亓鞅?lt;/p><p>　　采用作圖法求最小回流比。在圖1中對角線上，自點e(0.7016,0.7016)做垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為</p><p>　

45、　=0.923, =o.702</p><p>　　故最小回流比 </p><p>　　取操作回流比為3，則 R=3Rmin=3×0.285=0.855</p><p>　?、矍缶s塔的氣液相負荷</p><p><b>　?、芮蟛僮骶€方程</b></p><

46、p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提留段操作線方程為</b></p><p>　　=1.218x'－0.0006311</p><p>　?、輬D解法求理論板層數(shù)</p><p>　　采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示，求解結(jié)果為</p>

47、<p>　　總理論板層數(shù) NT=9(不包括再沸器)</p><p>　　進料板位置 NF=3</p><p>　　（2）根據(jù)李德方程計算理論板層數(shù)HT</p><p>　　相對揮發(fā)度取溫度為90℃和120℃的平均值，即</p><p><b>　　對于泡點進料，則</b></p>&l

48、t;p>　　經(jīng)初步優(yōu)化，取R=2.56Rmin，則</p><p>　　全回流時最少理論塔板數(shù)（不包括再沸器）</p><p><b>　　根據(jù)李德方程，即</b></p><p>　　求精餾段理論版層數(shù)：</p><p>　　精餾段相對揮發(fā)度平均值用溫度為90℃和110℃的平均值計算，即</p>&

49、lt;p>　　3.2.2實際板層數(shù)的求解</p><p><b>　?、倏偘逍实那蠼?lt;/b></p><p>　　采用奧康奈爾法求總板效率 </p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　?、趯嶋H板層數(shù)求取</b></p>

50、;<p>　　精餾段實際板層數(shù) N精=3/0.45≈7 </p><p>　　NF = 4.9/0.45=10.9，取為11塊；</p><p>　　提留段實際板層數(shù) N提=（9-3）/0.45≈14 </p><p>　　NW =（10.5－4.9）/0.45=12.4，取為13塊； </p><p>

51、;　　所以實際進料板 NF=7 (第7塊板數(shù)) </p><p><b>　　第12塊塔板；</b></p><p>　　總塔板數(shù)NT =11+13=24。</p><p>　　3.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　3.3.1操作壓力計算</p><p&g

52、t;　　塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3KPa</p><p>　　每層塔板壓降 △P=0.7KPa</p><p>　　進料板壓力 PF=105.3+0.7×7=110.2KPa</p><p>　　精餾段平均壓力 </p>&l

53、t;p>　　塔底操作壓力 PW=110.2+0.7×14=120.0KPa</p><p>　　提留段平均壓力 </p><p>　　3.3.2操作溫度計算</p><p>　　根據(jù)表1中溫度與液相組成x的數(shù)據(jù)作圖t～x圖</p><p>　　從圖中可知，塔頂溫度

54、 tD=80.5℃</p><p>　　進料板溫度 tF=88.5℃</p><p>　　塔底溫度 tW=131.5℃</p><p>　　精餾段平均溫度 tm精=（80.5+88.5）／2=84.5℃</p><p>　　提留段平均溫度 tm提=（88.5+131.5）／2=110℃&

55、lt;/p><p>　　3.3.3平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　?。?）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　xD=y1=0.986 查平衡曲線可知 x1=0.935</p><p>　　∴塔頂氣體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　塔頂液體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(2)進

56、料板平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　xF =0.540 yF=0.855</p><p>　　∴進料氣體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　進料液體平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(3)塔底平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　XW =0.0029 yW=0.01</p>

57、<p>　　∴塔底氣體平均摩爾質(zhì)量: 塔底液體平均摩爾質(zhì): </p><p>　?。?）精餾段平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　(5)提留段平均摩爾質(zhì)量計算：</p><p>　　提留段氣相平均摩爾質(zhì)量：<

58、;/p><p>　　提留段液相平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　3.3.4平均密度計算</p><p>　　（1）氣相平均密度計算</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算，即</p><p>　　精餾段氣相平均密度： </p><p>　　提留段氣相平均密度： <

59、;/p><p>　?。?）液相平均密度計算</p><p>　　塔頂液相平均密度計算</p><p>　　tD=80.5℃, 查手冊得 =815kg/m3 =1033 kg/m3</p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　進料板液相平均密度計算</p&g

60、t;<p>　　tF=131.5℃, 查手冊得 =815kg/m3 =1042 kg/m3</p><p>　　進料板液相的質(zhì)量分數(shù) </p><p><b>　　∴ </b></p><p>　　塔底液相平均密度計算</p><p>　　tW=88.5℃, 查手冊得 &l

61、t;/p><p>　　精餾段液相平均密度計算</p><p>　　提留段液相平均密度計算</p><p>　　3.3.5液體平均表面張力計算</p><p>　　液體平均表面張力依下式計算， 即 </p><p>　　塔頂液體平均表面張力</p><p>　　tD=80.5℃, 查手冊得 =21

62、.27mN/m =25.96 mN/m</p><p>　　∴=0.986×21.27+0.014×25.96=21.34 mN/m</p><p>　　進料板液體平均表面張力</p><p>　　tF=88.5℃, 查手冊得 =20.24mN/m =25.02 mN/m </p><p>　　∴=0.567

63、×20.24+0.433×25.02=22.31 mN/m</p><p>　　塔底液體平均表面張力</p><p>　　tW=131.5℃, 查手冊得 </p><p>　　精餾段液體平均表面張力</p><p>　　=（21.34+22.31）／2=21.82 mN/m</p><p>　　

64、提餾段液體平均表面張力</p><p>　　=（20.33+22.31）／2=21.32 mN/m</p><p>　　3.3.6液體平均黏度計算</p><p>　　液相平均黏度依下式計算 </p><p>　　（1）塔頂液相平均粘度的計算</p><p>　　tD=80.5℃, ，查苯和氯苯的溫度---粘度曲

65、線得</p><p>　　=0.308mPas =0.428 mPas</p><p>　　㏒10=0.986㏒100.308+0.014㏒100.428</p><p>　　=0.309 mPas</p><p>　?。?）進料板液相平均粘度的計算</p><p>　　tF=88.5℃， 查苯和氯苯的溫度-

66、--粘度曲線得</p><p>　　=0.283mPas =0.399mPas</p><p>　　㏒10=0.567㏒100.283 +0.433㏒100.399</p><p>　　=0.328 mPas</p><p>　　(3）塔底液相平均粘度的計算</p><p>　　tW=131.5℃, 查苯和氯苯

67、的溫度---粘度曲線得</p><p>　　(4）精餾段液相平均粘度的計算</p><p>　　(5）提餾段液相平均粘度的計算</p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　3.4.1 塔徑的計算</p><p>　　(1)精餾段塔徑計算</p><p>　?、倬s段

68、的氣、液相體積流率為</p><p>　?、谟?</p><p>　　式中C由 計算，其中的 由附圖一查取，圖的橫坐標為</p><p>　　取板間距 ，板上液層高度 ，則</p><p><b>　　查附圖一得 </b></p><p><b&

69、gt;　?、凼宜馑儆嬎?lt;/b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為</p><p><b>　?、芴崃舳嗡接嬎?lt;/b></p><p>　　因為精餾段和提留段塔徑相近，塔徑取圓整后D=0.7m</p><p><b>　　∴塔截面積 </b></p>

70、<p><b>　　空塔氣速 </b></p><p>　　3.4.2精餾塔有效高度計算</p><p>　?。?）精餾段有效高度</p><p>　　(2）提餾段有效高度為</p><p>　　(3)進料板間距為0.4m</p><p><b>　　∴精餾段有效高度：&

71、lt;/b></p><p>　　3.5塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　3.5.1溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D=0.8m ，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：</p><p><b>　　(1)堰長 lw</b></p><p><b>

72、;　　取 </b></p><p>　　(2)溢流堰高度 hw, 由 </p><p>　　采用平直堰，堰上液層高度 按下式計算，即 = E </p><p>　　近似取E=1， 其中 =0.5m ， </p><p><b>　　取hL=0.06m</b></p>&l

73、t;p>　　∴hw=hL-how=0.06-0.0074=0.0526m</p><p>　　(3) 弓形降液管高度 </p><p><b>　　∵ </b></p><p>　　∴查弓形降液管的參數(shù)，得</p><p><b>　　所以 </b></p><p>

74、;　　驗算液體在降液管中停留時間，即</p><p><b>　　﹥5s</b></p><p><b>　　故降液管設(shè)計合理。</b></p><p>　　（4）降液管底隙高度 </p><p>　　取液體通過降液管底隙時流速 =0.05m/s</p><p>　　所以

75、 ﹤0.025m ,基本符合要求。</p><p>　　而 ﹥0.006m, </p><p>　　所以降液底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度 =53mm</p><p><b>　　3.5.2塔板寬度</b></p><p><b>　?。?）塔板的分塊</b></p><

76、;p>　　因D=800mm,所以板分5塊，采用整塊式。</p><p>　?。?）邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　邊緣區(qū)寬度為 , 破沫區(qū)寬度為；</p><p>　?。?）開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按式計算，即</p><p><b>　　=</b>&l

77、t;/p><p><b>　　Aa=0.325 </b></p><p>　?。?）篩孔計算及其排列</p><p>　　本設(shè)計處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，取篩孔直徑 =5mm,篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為</b></p><p

78、><b>　　開孔率為</b></p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b>　　塔板布置圖</b></p><p>　　3.6塔板流體力學驗算</p><p><b>　　3.6.1塔板壓降</b></p><p>　?。?）

79、 干板阻力 計算</p><p>　　干板阻力 ，按式計算如下 </p><p><b>　　=0.051 </b></p>&l

80、t;p>　　由 =1.67,查圖5-10得， =0.772 </p><p><b>　　液柱。</b></p><p>　　(2 ) 氣體通過液層的阻力 計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力 ，按式計算，即 </p><p><b>　　∴ </b></p>

81、<p><b>　　插圖得： </b></p><p>　　= =0.60×0.06=0.036m液柱</p><p>　　(3) 液面表面張力的阻力計算</p><p><b>　　液柱。</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度為 可按下式計算，即&l

82、t;/p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b>　　3.6.2液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　3.6.3液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾

83、帶量按下式計算如下，即：</p><p>　　則在本設(shè)計中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)</p><p><b>　　3.6.4漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速 由下式計算，即</p><p>　　實際孔速為 </p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </p

84、><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><b>　　3.6.5液泛</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，使降液管中清液層高度 滿足下列要求</p><p>　　苯和氯苯屬不易發(fā)泡物系，取，則</p><p><b>　　而 </b>&l

85、t;/p><p>　　板上不設(shè)進口堰，Hd可由下式計算 </p><p><b>　　液柱。</b></p><p><b>　　液柱。</b></p><p><b>　　符合防止淹塔的要求</b></p><p>　　3.7塔板符合性能圖</p&g

86、t;<p><b>　　3.7.1漏液線</b></p><p>　　3.8 塔體結(jié)構(gòu)及塔高示意圖</p><p><b>　　塔頂空間</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　塔底空間</b></

87、p><p><b>　?、偎變σ嚎臻g</b></p><p><b>　　塔頂儲液高度</b></p><p>　　②塔底液面值在下層塔板之間有1.43m</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　塔頂封頭高度</

88、b></p><p>　　由于塔徑D=0.8m，查《化工工藝設(shè)計手冊》下冊P881橢圓封頭，得曲面高度為200mm和折邊高度為50mm，容積V=0.0921.則</p><p><b>　　塔底裙座高度</b></p><p>　　估計再沸器立式布置，由于氣量不是很大，再沸器的高度不會超過3.0m。塔底封頭0.25m，加上底部出料高度大約

89、0.45m，自由空間高度3.3m，故=4.0m。</p><p>　　塔頂氣相出口管高度選為0.15m。</p><p>　　由于塔徑D=0.8<1.0m，所以不設(shè)人孔。塔板結(jié)構(gòu)為整塊式。</p><p>　　圖7 篩板塔塔高示意圖</p><p>　　3.9 塔接管尺寸計算</p><p><b>

90、　　進料管</b></p><p>　　已知F=30.92kmol/h，</p><p><b>　　故進料流量</b></p><p><b>　　取進料管內(nèi)流速，則</b></p><p><b>　　進料管徑 </b></p><p>

91、;　　取進料管尺寸為 （即公稱直徑DN50）。</p><p><b>　　回流管</b></p><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速為，則</b></p><p>　?。?用上述計算誤差不大）</p><p>　　

92、取回流管尺寸為（DN50）</p><p><b>　　釜液產(chǎn)品出口管</b></p><p>　　W=8.892kmol/h=8.892*112.5/985=1.016=0.000282</p><p><b>　　取管內(nèi)流速，則</b></p><p>　　取釜液出料管（即DN32）</p

93、><p><b>　　塔頂蒸汽管</b></p><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　取塔頂蒸汽管為（DN175）</p><p><b>　　加熱蒸汽管</b></p

94、><p><b>　　已知</b></p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　取塔底加熱蒸汽管為（DN175）</p><p><b>　　塔頂和塔底測壓管</b></p><p>　　各一個，測壓接管（DN25）</p>

95、<p>　　塔頂、塔底進料管、精餾和提留段各一個測溫管，共8個測溫管，（DN25）</p><p>　　塔釜液位自控液位計接管上下各一個</p><p>　　共2個測液位接管，（DN25）</p><p>　　塔釜液位指示接管上、下各一個</p><p>　　共2個指示液位接管，（DN20）</p><p>

96、;　　釜液進再沸器加熱出料管（產(chǎn)品出料管在該管上接出）</p><p><b>　　取流速，則</b></p><p><b>　　?。―N80）</b></p><p>　　排空管（塔頂）取（DN50）</p><p>　　排液管（接在出液下部）（DN25）</p><p>

97、;　　四 .塔輔助設(shè)備的計算及選型</p><p><b>　　4.1 原料儲罐</b></p><p><b>　　數(shù)量2只，流程為</b></p><p>　　連續(xù)精餾，貯放一個班（8小時）的料，則</p><p><b>　　貯放體積</b></p><

98、;p>　　查常溫下（即40℃）</p><p>　　原料質(zhì)量分數(shù) </p><p><b>　　裝料分數(shù)%，則</b></p><p>　　選擇立式平底錐形容器，規(guī)格為：32（），公稱容積，計算容積，工作容積，直徑D=3000mm，高度H=4400mm，壁厚8mm，材質(zhì)A3F，重量3700kg，型號R22-00-11。</p

99、><p><b>　　實際裝料分數(shù)</b></p><p><b>　　4.2 原料輸送泵</b></p><p><b>　　數(shù)量2只，流程為</b></p><p>　　進料板高度=3.0+2.5+4.55=10.05m。塔內(nèi)壓力為110.2kPa，考慮質(zhì)量分數(shù)，原料密度為93

100、1.9，確定泵的揚程為H=15m，流量為</p><p>　　選擇計量泵2JB-DQ4000/6.3，所選電機為3kw，材質(zhì)：組合體。[型號證明：該計量泵，防爆炸，大機座，常氣動控制，流量為4000，排出壓力為6.3]。</p><p>　　也可以選擇F25-16泵。，，所以電機1.1KW，重量60kg。</p><p>　　也可以選擇KCB-55輸出泵，進出管為D

101、N25，流量，排出壓力為3.3，轉(zhuǎn)速為1500r/min，電機2.2KW（Y100L-4），一般選擇KCB-55輸出泵（油）。要求高時選擇計量泵，但排出壓力不高于安全高度，把所配電機功率調(diào)整為2.2KW足夠。</p><p><b>　　4.3 預(yù)熱器</b></p><p>　　數(shù)量一只，流程為E-103</p><p>　　原料流量，其中苯

102、占62%，質(zhì)量流量苯為1800kg/h，氯苯為1105kg/h。</p><p>　　設(shè)計地選為杭州市，按冬天最冷氣溫為-5℃，夏天最高氣溫為40℃設(shè)計。計算換熱器熱量時按冬天最冷溫度設(shè)計。</p><p>　　查-5℃時苯和氯苯比熱分別為31.65（10℃時）和35.42。查90℃時苯和氯苯比熱分別為35.77和38.99。</p><p>　　選室溫為進料溫度，

103、苯的平均比熱，氯苯的平均比熱。</p><p>　　選擇管式冷卻器作為預(yù)熱器，立式，原料從下進上出，加熱蒸汽去殼程，上進下出，加熱蒸汽壓力為0.5MPa（表壓），即0.6MPa絕對壓力，該蒸汽的溫度為158.7℃，汽化熱為2091.1。</p><p>　　傳熱熱量損失按傳熱量的5%計，則需要傳熱的熱量</p><p>　　查教材上冊P229管殼式換熱器中總傳熱系數(shù)

104、K值，得知冷流體為輕油沸騰，熱流體的水蒸氣冷凝時的K值為455~1020W/()。由于冷流體實際為苯和氯苯二元體系與輕油相近，但不沸騰，僅加熱到泡點，所以選取K值為455W/()。</p><p>　　換熱器流向為逆流式，平均溫度為</p><p><b>　　故傳熱面積</b></p><p>　　根據(jù)《化工工藝設(shè)計手冊》P138，選擇列管式

105、固定管板換熱器JB1145-73，型號規(guī)格為5()，公稱傳熱面積為5，計算傳熱面積為5.66，管長為2m，管數(shù)為38根，管子規(guī)格為。公稱壓力為25，材質(zhì)為10#碳鋼。</p><p><b>　　傳熱面積裕度</b></p><p>　　能完成生產(chǎn)任務(wù)需要，但傳熱面積裕度過大。然而K值為管孔值，其次排液的波動性和加熱蒸汽壓力的波動性，選裕度大些好。[當然也可以選用4，

106、其計算傳熱面積為4.18。]</p><p><b>　　4.4 篩板塔</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程于T——104</p><p><b>　　4.5再沸器</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程于T——105</p><p>　　選用立式熱虹吸式再沸器&

107、lt;/p><p>　　蒸發(fā)量V=40.87Kmol/h</p><p>　　因為在130℃是氯苯的汽化熱r=8469Kcal/kmol,再沸器的熱換度按5%計算，則所傳熱量</p><p>　　Q=Vr/(1-5%)=40.87×8469/0.95=364300 Kcal/h=423.7kw</p><p>　　選擇再沸器的總傳熱系數(shù)

108、K=600w/m2﹒℃</p><p>　　平均溫度差△tm=158.7-131.5=27.2 ℃</p><p>　　傳熱面積S=Q/K﹒△tm=423.7×103/600×27.2=26.0m2</p><p>　　根據(jù)化工工藝手冊上冊P144，立式熱虹吸式再沸器，選擇規(guī)定為45m2（Φ800×2000）直徑為800mm,管長為2m

109、,傳熱面積45 m2 計算傳熱面積為46.6 m2 ，管數(shù)205根，面積壓力為10Kgf/cm2,材質(zhì)為碳鋼10＃ </p><p>　　經(jīng)查表整理，設(shè)備總高度為2.8m。 根據(jù)塔特性系數(shù)，氣相Vs,max=0.52m3/s,是正常操作的Vs=0.310 m3/s的1.68倍。則最大氣相存在時傳熱面積為26×1.68=43.6 m2，所以能保證任務(wù)完成。</p><p>

110、　　4.6產(chǎn)品（氯苯）冷卻器</p><p>　　數(shù)量1只，流程于E——106</p><p>　　產(chǎn)品流量是W=8.892kmol/h</p><p>　　出料氯苯從131.5℃冷卻到50℃，平均比熱 Cp=(41.79+36.68)/2=39.24kcal/kmol ℃,冷熱逆流，熱損失不計</p><p>　　產(chǎn)品走管城，冷卻水走殼

111、程，冷卻水溫度從25℃上升到30℃。則</p><p>　　傳熱量Q=8.892×39.24×4.188×(131.5-50)=33.1KW</p><p>　　根據(jù)教材上冊P229，水為冷流體，有機溶劑為熱流體是，總傳熱系數(shù)K=280-850W/(m2℃ ),去K=350 W/(m2℃ )</p><p>　　則傳熱面積S= Q/K﹒

112、△tm=33.1×103/350×54.6=1.73m2</p><p>　　選擇5M2(273×2000)</p><p><b>　　4.7氯苯儲槽</b></p><p>　　數(shù)量2只，流程于V——107a-b</p><p>　　氯苯流量W=8.892Kmol/h,50℃密度為107

113、5Kg/m3,</p><p><b>　　則W=</b></p><p>　　體積:v=8w=8×0.9306=7.44m3</p><p>　　裝料系數(shù)：φ=85% </p><p>　　選用臥式橢圓封頭（JB1428-74）,公積壓力為10Kg/cm3,公積面積Vg=10M2,計算體積V計=10.4

114、m2,直徑D=1800mm,長l=3400mm,壁厚為8mm,重量為2280kg,材質(zhì)為16Mn,圖為R28-10-16,</p><p><b>　　4.8氯苯輸送泵</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為P——108</p><p>　　設(shè)計流量Q=10M3/h,量程H=25m,選擇50YG60立式管道油泵，電機功率為3000瓦，轉(zhuǎn)速

115、n=2950r/min</p><p><b>　　4.9全冷凝管</b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為E——109</p><p>　　V=40.87Kmol/h,</p><p>　　苯在80℃的汽化潛熱為r=7353Kcal/kmol。</p><p>　　冷卻水去管程，苯蒸氣去殼程

116、，熱損失小計。則</p><p>　　傳熱量Q=V×r=40.87×7353×4.186=1.258×106 KJ/h=349.4Kw</p><p>　　冷卻水溫度從25℃到30℃.，苯蒸氣由80.5℃冷凝為80.5℃的苯液體。則平均溫度差 </p><p>　　冷流體為水，熱流體為低沸點大致與冷凝相似。查教材上冊P2

117、29，得K=455-1140W/(M3.℃),水,</p><p><b>　　則 傳熱面積:</b></p><p>　　根據(jù)《化工工藝設(shè)計手冊》P138,選擇列管式固定管板換熱器（3B1145-73）.公稱直徑為Dg=400mm，管長為2m,管程數(shù)為Ⅱ，管數(shù)為102根，管子為φ25×2.5㎜，材質(zhì)為10#碳鋼，公稱傳熱面積為15㎡，計算面積為15.2㎡。

118、型號為15㎡（φ400×2000）。流程為自流式臥式冷凝器。設(shè)計壓力為:10kgf/cm2</p><p>　　傳熱面積效率:H=(15.2-11)/11=38.2%</p><p><b>　　能保證任務(wù)。</b></p><p><b>　　4.10分配器</b></p><p>　　

119、分配器取0.8m2（700×1800）臥式橢圓封頭</p><p><b>　　4.12 苯貯槽 </b></p><p>　　數(shù)量2只，流程為V-112a-b</p><p>　　已知D=22.03Kmol/h,苯在45℃的密度為p=852kg/m3</p><p>　　貯放一個8小時的量，容積為V=8

120、15;22.03×78.59/852=16.3M3</p><p>　　裝料子數(shù)：ψ=85%</p><p>　　則v’=16.3/0.85=19.2m3</p><p>　　選擇臥式橢圓封頭容器（JB1428-74）公稱壓力為10kgf/cm2</p><p><b>　　容積20M3</b></p&g

121、t;<p>　　計算容積為20.6 M3,</p><p>　　直徑為D=2.2m,長度L=4.6m，壁厚為10mm,材質(zhì)16Mn，重量為4130Kg。用于R-28-10-22,規(guī)格20M3(2200×4600)</p><p><b>　　4.13苯輸送泵 </b></p><p>　　數(shù)量1只，流程為p-113&l

122、t;/p><p>　　選擇與氯苯一樣的管道油泵50YG60/3Kw.</p><p>　　4.14設(shè)備一覽表 </p><p><b>　　見表8</b></p><p><b>　　表8 設(shè)備一覽表</b></p><p><b>　　五．能源消耗估算</b&g

123、t;</p><p>　　5.1 加熱蒸汽消耗量</p><p>　　加熱蒸汽規(guī)格為0.5MPa(表壓)的水蒸氣，汽化熱r=2091.1KJ/Kg</p><p><b>　　預(yù)熱加熱蒸汽消耗量</b></p><p>　　（2）再沸加熱蒸汽消耗量</p><p><b>　?。?）總蒸

124、汽消耗量</b></p><p>　　5.2 冷卻水消耗量</p><p>　?。?）氯苯冷卻水消耗量（水的比熱）</p><p>　　（2）全冷凝冷卻水消耗量</p><p>　?。?）苯冷卻水消耗量</p><p>　?。?）總冷卻水消耗量</p><p><b>　　

125、5.3動力泵消耗量</b></p><p><b>　　（1）原料泵消耗量</b></p><p>　　一只泵連續(xù)開，電機功率3KW</p><p>　?。?）氯苯輸送泵消耗電</p><p>　　每班開1小時，電機功率3KW，即耗電3/8=0.375度</p><p>　?。?）苯輸

126、送泵消耗電</p><p>　　每班開2小時，電機功率為3KW，則耗電2*3/8=0.75度</p><p><b>　?。?）動力總消耗電</b></p><p>　　3+0.375+0.75=4.125度</p><p>　　5.4 動力單耗和總耗</p><p>　　每小時設(shè)計生產(chǎn)氯苯1噸，

127、則每生產(chǎn)一頓氯苯消耗能源如下：0.5MPa（表壓）的價格是500元/噸，冷卻水價格為2元/噸，電的價格為1.5元/噸，則動力成本如下表：</p><p>　　每7200噸氯苯動力能耗7200×6259=4506480元=450.65萬元，每班動力費用為5007.2元,每天15021.6元，每月45.065萬元。</p><p>　　六．對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題討論</p&

128、gt;<p><b>　　6.1相關(guān)問題討論</b></p><p>　　討論一：進料板組分的確定</p><p>　　中在求解“精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的數(shù)據(jù)”時，平均摩爾質(zhì)量、平均密度、平均表面張力、平均粘度都是通過由已知溫度查圖而得，溫度又是由t—x(y)圖查到的，其中進料溫度到底是由原料液的組分去查還是用進料板上由圖查到的組分去查呢，這個問題曾

129、經(jīng)困擾著我。后來問過老師，老師說這兩者都沒有關(guān)系，因為用兩者查到的數(shù)據(jù)相差不大，而工程設(shè)計中誤差在±30%之內(nèi)都是沒有關(guān)系的。</p><p>　　討論二：降液管底細高度的計算</p><p>　　根據(jù)設(shè)計的要求，降液管底細高度一般不宜小于20-25mm,否則易于堵塞，或因安裝偏差而造成液流不暢，造成液泛。我第一次算出的結(jié)果是只有13mm左右，為了達到要求，我從塔徑、堰長等反復(fù)改

130、了四五遍，最后只能到達20mm左右，著實是不容易，不過這個應(yīng)該是跟最前面的計算有關(guān)</p><p>　　討論三：回流比的選擇</p><p>　　經(jīng)過大家的設(shè)計結(jié)果的比較，發(fā)現(xiàn)回流比選擇大點比較好，這樣在后面的負荷性能圖上能有所體現(xiàn)，操作點位置比較靠中</p><p>　　討論四：塔板間距地確定</p><p>　　塔板間距HT的選擇與塔高、

131、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、操作彈性以及塔的安裝、檢修等因素有關(guān)。根據(jù)塔的半徑，再根據(jù)塔板數(shù)的實際情況，由于塔板數(shù)較多，宜選擇較小的板間距，以降低塔的高度。</p><p><b>　　6.2設(shè)計感言</b></p><p>　　經(jīng)過這次的化工原理課程設(shè)計，學到了很多。平時的化工原理的學習僅僅只是圍繞著書本上的某一知識點，而這次的化工原理課程設(shè)計卻是要求全面的，同時要考

132、慮到各個方面的因素。</p><p>　　在這次的設(shè)計過程中，不僅聯(lián)系到化工原理書本上的知識，雖然平時看看書，做一下作業(yè)，對書本知識了解也不深，但在做課程設(shè)計過程中，對要設(shè)計的全過程進行了了解，感覺收獲挺多的，雖然是被動的，在老師要求下完成的，但是，當內(nèi)容一點點豐富的時候，很有感觸。與此同時，課程設(shè)計中也運用到其他的輔助課程，如CAD作圖等。以前，畫一幅簡單的CAD圖都要耗費很多的時間，這也說明了，在這方面練習的