徐州工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目：苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計設(shè)計者：班級：10環(huán)工2班姓名：陳佳輝學(xué)號：20101708232設(shè)計日期：指導(dǎo)教師：（簽名）設(shè)計成績：日期：徐州工程學(xué)院

化工原理課程設(shè)計任務(wù)書

學(xué)

院（系）：

環(huán)境工程學(xué)院專

業(yè)：

環(huán)境工程學(xué)生姓名：陳佳輝學(xué)號：20101708232

設(shè)計題目：

苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計

起迄日期:2013年10月28日~

11月

10日指導(dǎo)教師:

王菊教研室主任:

曹文平

發(fā)任務(wù)書日期:2013年10月20日

化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一．設(shè)計題目設(shè)計一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯21600t，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。二．操作條件1.塔頂壓強4kPa（表壓）；2.進料熱狀況自選；3.回流比自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kPa；三．塔板類型浮閥塔板（F1型）。四．工作日每年300天，每天24小時連續(xù)運行。五．廠址廠址為徐州地區(qū)。六．設(shè)計內(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.塔板負荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計算；9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10.繪制精餾塔設(shè)計條件圖；11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實際情況選作）；目錄TOC\o"1-3"\h\u187781設(shè)計方案的確定 222360 223792 412069的計算 4313562.3.2確定操作的回流比R 5209332.3.3實際塔板數(shù) 7252002.3.5溫度 8259962.3.6平均分子量 84817 995733塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計 109199塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算 1213609 1230464.1塔板壓降 1655394.2液泛 171794 207635 2252535.4氣體負荷下限線（漏液線） 2219247 23128976.1塔頂空間 2422836.2塔底空間 2561066.3人孔數(shù)目 2520120塔高 2528210接管 26144826.5.1進料管 2616340 264380 2722923 27141056.5.5塔釜進氣管 2830414 2830655 286450 29232257計算結(jié)果總匯 30113758結(jié)束語 3173229符號說明： 311設(shè)計方案的確定1.1操作壓力蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計為一般物料因此，采用常壓操作。1.2進料狀況進料狀態(tài)有五種：過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點或近泡點，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計和制造上也叫方便。本次設(shè)計采用泡點進料即q=1。1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設(shè)備費用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍微有增加。但對有些物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時，溶液的相對揮發(fā)度大，容易分離故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。工藝流程圖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。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。浮閥精餾塔工藝簡圖2塔的物料衡算2.1料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率2．平均分子量一年按300天算，每天工作24h，則每個精餾塔的原料液處理量為kg/h原料液處理量：F=/88.39=kmol/h總物料衡算：=D+W（1）易揮發(fā)組分物料衡算：×0.7016=0.986D+0.0029W（2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得：熱量衡算的計算苯—氯苯物系屬于理想物系，可采用逐板計數(shù)法求取NT，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氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10y10相對揮發(fā)度5.1351355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：2.3.2確定操作的回流比R采用泡點進料，q=1:取實際操作的回流比為最小回流比的1.6倍:操作線方程精餾段操作線方程：泡點進料，q=1L′=L+qF=L+F=RD+F=×+=(kmol/h)提餾段操作線方程：2.3.3逐板計算法求理論板數(shù)的計算由于采用全凝器泡點回流故代入相平衡方程求出，代入相平衡方程求出：代入相平衡方程求出：同理可得：故精餾段所需理論板層數(shù)為4，提餾段所需理論板層數(shù)為8（包括再沸器）2.3.4全塔效率由《過程工程原理》查表6-2，通過內(nèi)插法得：塔頂溫度：td℃塔釜溫度：tw℃采用奧康奈爾法求出總板效率：QUOTE其中QUOTE為塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度， ℃查得QUOTE為塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度，查得將上述數(shù)據(jù)代入2.3.3實際塔板數(shù)精餾段：（層）提餾段：（層）進料板位置：（層）故實際塔板數(shù)：塔頂壓強，取每層板的壓降為QUOTE，則進料板的壓強為：，塔底壓強為：精餾段平均操作壓強為：提餾段平均操作壓強為：2.3.5溫度根據(jù)操作壓強,經(jīng)計算得塔頂,，進料板溫度，塔底：，則精餾段平均溫度：，提餾段的平均溫度：。2.3.6平均分子量塔頂：進料板：塔底：則精餾段平均分子量：提餾段平均分子量：平均密度計算①氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 ②液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算：塔頂：故塔頂：，即；進料板：：查手冊得故即塔底：QUOTE，，故即故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：液體表面張力液相平均表面張力依下式計算，即由查手冊得：由查手冊得：由精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：3塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計精餾段的計算精餾塔的氣液相負荷××L’V’精餾段氣液體積流率：QUOTE式中C依式計算，其中C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為取板間距QUOTE,板上液層高度QUOTE,則查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得。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)塔徑圓整取塔截面積：實際空塔氣速為：提餾段氣液體積流率：由QUOTE式中C依式計算，其中C20可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為提餾段的塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取塔截面積：實際空塔氣速為：QUOTE塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算溢流裝置根據(jù)塔徑和液體流量，可選用單溢流、弓形降液管，凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。溢流堰長：單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為0.66D，即溢流堰高度：選用平直堰，堰上液層高度由佛蘭西斯公式求得：近似取E=1，則精餾段：取，則提餾段：取，則弓形降液管寬度和截面積：由查弓形降液管的寬度與面積得:故驗算液體在降液管里停留的時間精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計合理：則降液管底隙高度為精餾段：取QUOTE提餾段：取故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度塔板的分塊本設(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)計算及其排列選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm,閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm，閥質(zhì)量為32-34g精餾段：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)為提餾段：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，取同一橫排的孔心距，則排間距精餾段：提餾段：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0.090m,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)精餾段：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7~12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。提餾段：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7~12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。4塔板流的體力學(xué)計算4.1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可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度所以（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 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可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度所以(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4.2液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式關(guān)系：苯－氯苯物系屬一般物系，取，則精餾段：而板上不設(shè)進口堰，可由下式計算，即可見QUOTE符合防止液泛要求提餾段：而板上不設(shè)進口堰，可由下式計算，即可見QUOTE符合防止液泛要求霧沫夾帶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：液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及及提鎦段：液沫夾帶按下式計算：故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及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。5塔板負荷性能圖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，所以取泛點率，依上式有精餾段：整理后得即即為負荷性能圖中的線(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，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。提鎦段：整理后得即即為負荷性能圖中的線(y1’)液泛線由式，，聯(lián)立。即式中，，板上液層靜壓頭降從式知，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式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依用上述坐標(biāo)點便可在負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，即用上述坐標(biāo)點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。液相負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3～5s。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3～5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荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。提鎦段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3’)。氣體負荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計算相應(yīng)的氣相流量精餾段：,即負荷性能圖中的線(y4)。提鎦段：,即負荷性能圖中的線(y4’)。液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。、代入的值則可求出和精餾段：按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(y5).提鎦段：按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(y5’).精餾段負荷性能圖如下：、按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得提餾段負荷性能圖如下：按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限所以可得6板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備6.1塔頂空間塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD～2.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為。故取塔頂空間為：6.2塔底空間塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底儲液空間是依儲存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下層塔板之間保留1～2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：取6.3人孔數(shù)目人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，對于D≥1000mm的板式塔，每隔6～8塊塔板設(shè)置一個人孔；且裙座處取2個人孔。本塔中共25塊塔板，因此，在精餾段設(shè)置1個人孔，在提留段設(shè)置1個人孔。每個孔直徑為，厚，高52mm。在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開個人孔，直徑為，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此塔高塔體總高度由下式?jīng)Q定：式中HD——塔頂空間，m；HB——塔底空間，m；HT——塔板間距，m；HT’——開有人孔的塔板間距，m；HF——進料段板間距，m；Np——實際塔板數(shù)；S——人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）H1——封頭高度；mH2——裙座高度；m塔體總高度：接管6.5.1進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：,,則體積流量取管內(nèi)流速則管徑查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取進料管規(guī)格Φ89×則管內(nèi)徑d=82mm進料管實際流速:回流管采用直管回流管，回流管的回流量,平均密度，塔頂液相平均摩爾質(zhì)量則液體流量取管內(nèi)流速，則回流管直徑查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ73×3則管內(nèi)直徑d=67mm回流管內(nèi)實際流速塔頂蒸汽接管塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量塔頂汽相平均密度則蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格Φ351×12則實際管徑d=327mm塔頂蒸汽接管實際流速釜液排出管塔底，塔底汽相平均摩爾質(zhì)量平均密度體積流量：取管內(nèi)流速則查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格則實際管徑d=46mm塔頂蒸汽接管實際流速6.5.5塔釜進氣管，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量塔釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格Φ351×14則實際管徑d=323mm塔頂蒸汽接管實際流速附屬設(shè)備設(shè)計冷凝器塔頂溫度tD=℃冷凝水t1=20℃t2=30℃則由tD=8℃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)則傳熱面積冷凝水流量再沸器塔底溫度tw=℃用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃則由tw=13℃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7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/℃1平均溫度tm/℃2平均壓力pm/kPa2平均壓力pm/kPa3氣相流量Vs/(m3/s)3氣相流量Vs/(m3/s)4液相流量Ls/(m3/s)4液相流量Ls/(m3/s)5汽相平均密度（kg/m3）2.9075汽相平均密度（kg/m3）6實際總塔板數(shù)96實際塔板數(shù)167塔徑/m7塔徑/m8板間距/m0.58板間距/m0.59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/m1.3211堰長/m1.3212堰高/m6312堰高/m4613板上液層高度/m7513板上液層高度/m7514堰上液層高度/m1214堰上液層高度/m2915降液管底隙高度/m315降液管底隙高度/m2516安定區(qū)寬度/m16安定區(qū)寬度/m17邊緣區(qū)寬度/m0.0517邊緣區(qū)寬度/m18開孔區(qū)面積/m218開孔區(qū)面積/m219閥孔直徑/m19閥孔直徑/m20閥孔數(shù)目32020閥孔數(shù)目32021孔中心距/m21孔中心距/m7522開孔率/%22開孔率/%23空塔氣速/(m/s)0.77123空塔氣速/(m/s)0.76124閥孔氣速/(m/s)6.3424閥孔氣速/(m/s)26單板壓降/KPa26單板壓降/KPa27負荷上限霧沫夾帶控制27負荷上限霧沫夾帶控制28負荷下限漏液控制28負荷下限漏液控制29氣相負荷上限/(m3/s)29氣相負荷上限/(m3/s)30氣相負荷下限/(m3/s)630氣相負荷下限/(m3/s)0.23731操作彈性31操作彈性8結(jié)束語對于設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻得到數(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)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，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.在此次化工原理設(shè)計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。在此，特別感謝化工原理教研室的陳鴻雁老師以及我的小組成員們，通過與他/她們的交流使得設(shè)計工作得以圓滿完成。在此我向他/她們表示衷心的感謝！9符號說明：Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2Af——降液管截面積，m2A0——閥孔總面積，m2At——塔截面積，m2c0——流量系數(shù)，無因次C——計算umax時的負荷系數(shù)，m/s

d——填料直徑，m

d0——篩孔直徑，m

D——塔徑，m

DL——液體擴散系數(shù)，m2/s

DV——氣體擴散系數(shù)，m2/sev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)

E—