1、課程設(shè)計說明書課程設(shè)計名稱化工原理課程設(shè)計 課程設(shè)計題目苯-氯苯混合液浮閥式精餾塔設(shè)計姓 名學(xué) 號專 業(yè)班 級指導(dǎo)教師提交日期化工原理課程設(shè)計任務(wù)書(一)設(shè)計題目苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(二)設(shè)計任務(wù)及操作條件設(shè)計任務(wù)(1)原料液中含氯苯35%(質(zhì)量)。(2)塔頂餾出液中含氯苯不得高于2(質(zhì)量)。(3)年產(chǎn)純度為99.8的氯苯噸41000噸操作條件 (1)塔頂壓強4KPa(表壓)，單板壓降小于0.7KPa。 (2)進(jìn)料熱狀態(tài)自選。 (3)回流比R=（1.1-3）Rmin。 (4)塔底加熱蒸汽壓強506 KPa(表壓) 設(shè)備型式F1型浮閥塔設(shè)備工作日：每年330天，每天24小時連續(xù)運行。（三）設(shè)

2、計內(nèi)容1）設(shè)計說明書的內(nèi)容1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)的確定；3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5) 塔板主要工藝尺寸的計算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗算； 7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。9) 輔助設(shè)備的設(shè)計與選型2設(shè)計圖紙要求：1) 繪制工藝流程圖 2) 繪制精餾塔裝置圖 （四）參考資料1 物性數(shù)據(jù)的計算與圖表2 化工工藝設(shè)計手冊3化工過程及設(shè)備設(shè)計4化學(xué)工程手冊5化工原理苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù) 其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊。 目錄前言61設(shè)計方案的思考62.設(shè)計方案的特點63工藝流程的確定6一設(shè)備工藝條件

3、的計算81設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明82全塔的物料衡算82.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率82.2 平均摩爾質(zhì)量82.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率83塔板數(shù)的確定93.1理論塔板數(shù)的求取93.2 確定操作的回流比R103.3求理論塔板數(shù)113.4 全塔效率123.5 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）134操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算134.1平均壓強134.2 平均溫度144.3平均分子量144.4平均密度154.5 液體的平均表面張力164.6 液體的平均粘度174.7 氣液相體積流量186 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計196.1 塔徑197 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算207.1 溢

4、流裝置207.2 塔板布置23二塔板流的體力學(xué)計算251 塔板壓降252 液泛計算273霧沫夾帶的計算284塔板負(fù)荷性能圖304.1 霧沫夾帶上限線304.2 液泛線314.3 液相負(fù)荷上限線324.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）334.5 液相負(fù)荷下限線33三板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備351 塔頂空間352 塔底空間363 人孔數(shù)目364 塔高36浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡圖：375接管385.1 進(jìn)料管385.2 回流管385.3 塔頂蒸汽接管395.4 釜液排出管395.5 塔釜進(jìn)氣管406法蘭407 筒體與封頭417.1 筒體417.2 封頭417.3 裙座418附屬設(shè)備設(shè)計418.1 泵的計算及

5、選型418.2 冷凝器428.3 再沸器43四計算結(jié)果總匯44五結(jié)束語45六符號說明：45前 言1設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm、高度0.51.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置12個進(jìn)料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔

6、釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2.設(shè)計方案的特點浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，便于設(shè)計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。3工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器

7、冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖一設(shè)備工藝條件的計算1設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料（q=1），將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2全塔的物料衡算2.1 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的

8、摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。2.2 平均摩爾質(zhì)量2.3 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有：,全塔物料衡算： 釜液處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 3塔板數(shù)的確定3.1理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（MT法）求取，步驟如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取依據(jù)，將所得計算結(jié)果列表如下： 表3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計算溫度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯/p>

9、0543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相對揮發(fā)度5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。平均相對揮發(fā)度，則，汽液平衡方程為：3.2 確定操作的回流比R將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。 圖3-1 苯氯苯混合液的xy圖在圖上，因，查得，而，。故有：考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的

10、2.485倍，即：求精餾塔的汽、液相負(fù)荷3.3求理論塔板數(shù)精餾段操作線：提餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點的直線。采用圖解法求理論板層數(shù),在x-y圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。從開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級。當(dāng)梯級跨過兩操作線交點時，則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達(dá)到或越過點為止。用Excel作圖，各梯級的坐標(biāo)如下：表3-2 相關(guān)數(shù)據(jù)計算xy精餾段0.9860.9860.943440.9860.943440.96771840.8730630.96771840.8730630.9374880.7627760.937

11、4880.7627760.8901142提鎦段0.628830.89011420.628830.75587430.4005070.75587430.4005070.48120210.1719810.48120210.1719810.20628480.0538910.20628480.0538910.06422180.0135890.06422180.0135890.01573840.0030680.01573840.0030680.0030813x0.002880.0024730.010878 圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解按上法圖解得到：總理論板層數(shù) 塊（包括再沸器）加料板位

12、置 3.4 全塔效率選用公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPas的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。查圖一，由=0.986=0.00288查得塔頂及塔釜溫度分別為：=80.43=138.48，全塔平均溫度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5根據(jù)表3-4表3-4 苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表溫度20406080100120140苯 粘度mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度mPas0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。3.5 實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精

13、餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊4操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1平均壓強取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：塔底： 精餾段平均壓強提鎦段平均壓強4.2 平均溫度利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度 ,加料板 ，塔底溫度 ，精餾段平均溫度 提鎦段平均溫度 4.3平均分子量精餾段： 液相組成：，氣相組成：，所以提鎦段：液相組成：，氣相組成：，所以 4.4平均密度 液相平均密度 表4-1 組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975純

14、組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 ： 推薦：氯苯 ： 推薦：式中的t為溫度，塔頂：進(jìn)料板： 塔底： 精餾段：提鎦段：汽相平均密度精餾段：提鎦段：4.5 液體的平均表面張力表5-1 組分的表面張力溫度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液體平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算由，用內(nèi)插法得， , 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算由，用內(nèi)插法得， , 塔底液相平均表面張力的計算由，用內(nèi)插法得， , 精餾段液相平均表面張力為提鎦段液相平均表面張力為4.6 液體的平均粘度 表三 不同溫

15、度下苯氯苯的粘度 溫度t，6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示塔頂液相平均粘度， 進(jìn)料板液相平均粘度，塔底液相平均粘度， ，,4.7 氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量提鎦段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量6 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計6.1 塔徑精餾段：初選塔板間距及板上液層高度，則：按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子泛點氣速：m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 精

16、餾段的塔徑 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取提鎦段：初選塔板間距及板上液層高度，則：按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子泛點氣速：m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為精餾段的塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取7 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算7.1 溢流裝置因塔徑為1.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。 溢流堰長（出口堰長）取精餾段堰上溢流強度,滿足強度要求。提鎦段堰上溢流強度,滿足強度要求。出口堰高對平直堰精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：（滿足要求）驗證： (設(shè)計合理)提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是

17、：（滿足要求）驗證： (設(shè)計合理) 降液管的寬度和降液管的面積由，查化工原理課程設(shè)計P112圖5-7得，即：，。 液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段：（滿足要求）提鎦段：（滿足要求） 降液管的底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）故合理提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）故合理選用凹形受液盤，深度7.2 塔板布置塔板的分塊本設(shè)計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開孔區(qū)面積計算 其中：故 浮閥數(shù)計算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即F-

18、1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.071m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速 閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在914的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。提鎦段：預(yù)先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且

19、采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.066m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速 閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在914的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。閥孔排列二 塔板流的體力學(xué)計算1 塔板壓降精餾段（1）計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即（2） 計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)，已知板上液層高度所以依式（3）計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面

20、張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為提鎦段：(1)計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)，已知板上液層高度所以依式(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為2 液泛計算式精餾段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中(3)板上液層高度：則 為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,從而

21、可知，符合防止液泛的要求(4)液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。提鎦段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算(2)液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中(3)板上液層高度：，則為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距,從而可知，符合防止液泛的要求(4)液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。3霧沫夾帶的計算判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算

22、時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積精餾段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及提鎦段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。4塔板負(fù)荷性能圖4.1 霧沫夾帶上限線對于苯氯苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所

23、以取泛點率，依上式有精餾段：整理后得即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。0.0010.0050.01 0.015 0.02 0.025 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 提鎦段：整理后得即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1)0.0010.0050.01 0.015 0.02 0.025 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 4.2 液泛線由式，聯(lián)立。即式中， ，板上液層靜壓頭降從式知，

24、表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 精餾段：式中各參數(shù)已知或已計算出，即；代入上式。整理后便可得與的關(guān)系，即 此式即為液泛線的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依00.0050.01 0.015 0.02 0.025 3.413.13 2.86 2.522.03 1.25 用上述坐標(biāo)點便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。提鎦段：；代入上式整理后便可得與的關(guān)系，即0.0010.0050.01 0.015 0.02 0.025 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1

25、.221 用上述坐標(biāo)點便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。4.3 液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于35s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3)。提鎦段：所得到的液相上限線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3)。4.4 氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因80

26、0mm，故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直徑取M308 附屬設(shè)備設(shè)計8.1 泵的計算及選型進(jìn)料溫度已知進(jìn)料量取管內(nèi)流速，則則管徑故可采用故可采用683的離心泵。則內(nèi)徑d=62mm，得：取絕對粗糙度為：； 則相對粗糙度為：摩擦系數(shù) 由=0.0107進(jìn)料口位置高度：h=（14-1）0.45+2.1+0.4+3=11.35m揚程：可選擇泵為IS50-32-1258.2 冷凝器塔頂溫度tD=80.43 冷凝水t1=20t2=30則由tD=80.43 查液體比汽化熱共線圖得塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)則傳

27、熱面積冷凝水流量選型：G436-2.5-59.248.3 再沸器塔底溫度tw=138.48 用t0=150的蒸汽，釜液出口溫度t1=142則由tw=138.48 查液體比汽化熱共線圖得則取傳熱系數(shù) 則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量選用熱虹吸式再沸器() G600-2.5-164.6DN mmPN MPa換熱面積 m26002.5164.6四 計算結(jié)果總匯序號精餾段項目數(shù)值序號提餾段項目數(shù)值1平均溫度tm/84.291平均溫度tm/113.32平均壓力pm/kPa107.42平均壓力pm/kPa113.73氣相流量Vs/(m3/s)1.7423氣相流量Vs/(m3/s)1.7704液相流量Ls/(m

28、3/s)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度（kg/m3）2.875汽相平均密度（kg/m3）3.356實際總塔板數(shù)66實際塔板數(shù)147塔徑/m1.67塔徑/m1.68板間距/m0.458板間距/m0.459溢流形式單溢流9溢流形式單溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長/m1.2811堰長/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液層高度/m0.0613板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.010414堰上液層高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定區(qū)寬度/

29、m0.0816安定區(qū)寬度/m0.0817邊緣區(qū)寬度/m0.0517邊緣區(qū)寬度/m0.0518開孔區(qū)面積/m21.1018開孔區(qū)面積/m21.1019閥孔直徑/m0.03919閥孔直徑/m0.03920閥孔數(shù)目20620閥孔數(shù)目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522開孔率/%12.2422開孔率/%12.2423空塔氣速/(m/s)0.971723空塔氣速/(m/s)0.956724閥孔氣速/(m/s)6.5624閥孔氣速/(m/s)7.1926單板壓降/KPa0.726單板壓降/KPa0.727負(fù)荷上限霧沫夾帶控制27負(fù)荷上限霧沫夾帶控制28負(fù)荷下限漏液控制28負(fù)荷下限

30、漏液控制29泛點率（%）58.5629泛點率（%）59.3630氣相負(fù)荷上限/(m3/s)2.3830氣相負(fù)荷上限/(m3/s)2.4031氣相負(fù)荷下限/(m3/s)0.8031氣相負(fù)荷下限/(m3/s)0.7432操作彈性2.9832操作彈性3.24五 結(jié)束語對于設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設(shè)計任務(wù)書進(jìn)行計算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。在這之中，我覺得難處主要有三點：一是查找資料。找資料其實不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去辨別了。比如查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)

31、據(jù)代入計算看哪一個合理，所以很是麻煩。二是計算。計算是個很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會算錯，而且有可能當(dāng)時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東西，所以說這確實要有耐心。不能太粗心，做錯了也得認(rèn)真的改過來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。三是畫圖。因為以前沒有學(xué)習(xí)過CAD制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習(xí)CAD的基本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。 課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地感受到工程設(shè)計的復(fù)雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識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,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用.在此次化工原理