課程設(shè)計--苯-甲苯混合液篩板（浮閥）精餾塔設(shè)計

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計論文</p><p>　　( 2010 屆 ) </p><p>　　題 目：苯-甲苯混合液篩板（浮閥）精餾塔設(shè)計 </p><p>　　學(xué) 院： 化學(xué)化工學(xué)院

2、</p><p>　　專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　學(xué)生姓名： 學(xué)號： </p><p>　　指導(dǎo)教師： </p>

3、<p>　　完成時間： 2013 年 6 月 26 日 </p><p>　　成 績： </p><p><b>　　序 言</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計是綜合運用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程（《物理

4、化學(xué)》，《化工制圖》等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。</p><p>　　精餾過程的節(jié)能措施一直是人們普遍關(guān)注的問題。精餾操作是化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛的一種單元操

5、作，也是化工原理課程的重要章節(jié)。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。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(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的揮發(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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法

6、進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。</p><p>　　1 、板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書</p><p><b>　　1.1、設(shè)計題目</b></p><p>　　苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。</p><p>

7、<b>　　1.2、設(shè)計任務(wù)</b></p><p>　　(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率＝50％(質(zhì)量)，其余為甲苯。</p><p>　　(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于98％(質(zhì)量)。</p><p>　　(3)殘液中苯含量不得高于2％(質(zhì)量)。</p><p>　　(4)生產(chǎn)能力：30000 t/y苯產(chǎn)品，年開工33

8、0天。</p><p><b>　　1.3、操作條件</b></p><p>　　(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：間接蒸汽加熱。</p><p>　　(3)回流比：自選。 (4)單板壓降壓：≯0.7kPa </p><p><b>　　2、

9、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p>　　2.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表2 苯和甲苯的物理性質(zhì) </p><p>　　2.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表3 苯和甲苯的飽和蒸汽壓</p><p>　　表4 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) </p><

10、;p>　　2.3、液體表面張力</p><p>　　表5 純組分的表面張力 </p><p>　　2.4、液相密度及粘度</p><p>　　表6 組分的液相密度 </p><p>　　表7 液體粘度µ </p><p>　　2.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表

11、8 常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　2.6、 板式塔簡易流程圖</p><p><b>　　3、設(shè)計計算</b></p><p>　　3.1、 塔的物料計算</p><p><b>　　苯的摩爾質(zhì)量 </b></p><p><b>　

12、　甲苯的摩爾質(zhì)量 </b></p><p>　　(1) 料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù) </p><p>　?、?平均相對分子質(zhì)量</p><p><b>　?、?物料衡算</b></p><p>　　總物料衡算 D + W = 44.80</p><p><b>

13、　　苯物料衡算 </b></p><p><b>　　聯(lián)立解得</b></p><p>　　D = 24.15 Kmol/h W = 20.65 Kmol/h</p><p>　　式中 F------原料液流量</p><p>　　D------塔頂產(chǎn)品量</p><p&g

14、t;　　W------塔底產(chǎn)品量</p><p><b>　　塔板數(shù)的計算</b></p><p>　　根據(jù)苯-甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖及t-x-y圖，參見下圖。因泡點進料，在圖中對角線自點e（0.541,0.541）作垂線即為q線，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq=0.753 ,xq=0.541 ,此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標(biāo)。依最小回流比計算式：<

15、;/p><p>　　Rmin = ( xD - yq ) / ( yq - xq ) 代入數(shù)據(jù)得：Rmin=1.08 , R = 2Rmin= 2.16</p><p><b>　　全塔效率ET</b></p><p>　　根據(jù)塔頂、塔底液相組成查上圖t-x-y，求得塔平均溫度為95.15℃，該溫度下進料液相平均黏度為：</p>

16、<p>　　μm = 0.541μA+（1-0.541）μB = 0.271 mPa˙s</p><p>　　故 ET = 0.17 – 0.616 lg0.271 = 0.52 = 52％</p><p><b>　　實際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段：N1 =4/0.52 ≈8層</p><p

17、>　　提餾段：N2 =7/0.52 ≈14層</p><p>　　精餾塔的氣、液相負(fù)荷 </p><p>　　L = RD = 2.16×24.15 = 52.16 kmol/h</p><p>　　V = (R+1)D = 3.16×24.15 = 76.314 kmol/h</p><p>　　L’ = RD +

18、 qF =96.96 kmol/h</p><p>　　V’ = (R+1)D – (1-q)F = 50.23 kmol/h</p><p><b>　　精餾操作方程：</b></p><p><b>　　提溜段方程：</b></p><p>　　3.2、 精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算<

19、/p><p>　?、?操作壓力的計算</p><p>　　塔頂操作壓力：PD = 101.325 + 4 = 105.325 kpa </p><p>　　每層塔板壓降：ΔP = 0.7 kpa </p><p>　　進料板的壓力：PF = 105.325 + 0.7×8 = 110.925 kpa </p><p

20、>　　精餾段平均操作壓力：Pm =（105.325 + 110.925）/ 2 =108.125 kpa </p><p>　?、?操作溫度的計算</p><p>　　安托因方程： lg P0 = A – B / (t + C) </p><p>　　對苯-甲苯可看作理想物系，并查設(shè)計手冊得：α = 2.5 </p><p>　　x1

21、 = y1 / (y1 –(1 –y1)) y1 = xD </p><p>　　x1 = 0.958 </p><p>　　t = B/（A - lgP0）- C </p><p>　　PD0 = PDy1 / x1 = 101.72 kpa</p><p>　　tD = 1206.35 / (6.032 – lg101

22、.72) – 220.24 = 79.50 ℃</p><p>　　同樣,根據(jù) yn+1 = 0.519xn + 0.473</p><p>　　xn = yn / (yn +α(1 - yn)) </p><p>　　解得：y1 = xD = 0.983 x1 = 0.958</p><p>　　y2 = 0.9649

23、 x2 = 0.9166</p><p>　　y3 = 0.9335 x3 = 0.8604</p><p>　　y4 = 0.8826 x4 = 0.7504</p><p>　　y5 = 0.8088 x5 = 0.6285</p><p>　　y6 = 0.7740

24、 x6 = 0.5038</p><p>　　PF0 = 0.714PF / 0.5038 = 172.5675 kpa</p><p>　　tF = 1206.35 / (6.032 – lg172.5675) – 220.24 = 97.64 ℃ </p><p>　　精餾段平均溫度：tm = (79.5 + 97.64) / 2 = 88.57 ℃ &

25、lt;/p><p>　?、?平均相對分子質(zhì)量計算</p><p>　　塔頂 xD = y1 = 0.983 x1 = 0.959 , 則 </p><p>　　進料板 yF =0.774 xF =0.504 , 則</p><p>　　則，精餾段平均相對分子質(zhì)量</p><p>　　MV

26、Fm = (78.35 + 81.28) / 2 = 79.815 kg/kmol</p><p>　　MLFm = (78.61 + 85.27) / 2 = 81.84 kg/kmol</p><p><b>　　⑷ 平均密度計算</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p

27、>　　液相平均密度依下式計算，即 </p><p>　　1/ρLm = αA /ρLA + αB /ρLB （α 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂液相平均密度的計算 </p><p>　　1/ρLMD = 0.98/813.35 + 0.02/808.55 得：</p><p>　　ρLMD = 813.27 kg/m3 </p><

28、p>　　進料板 xF =0.541 </p><p>　　αA = (0.541×78.11) / (0.541×78.11 + 0.459×92.13) = 0.50</p><p>　　1/ρLMF = 0.50/795.19 + (1 – 0.50)/792.64 </p><p>　　ρLMF = 793.91 k

29、g/m3 </p><p><b>　?、?氣相密度</b></p><p>　　ρVM = pMm,1/RT = 108.125×79.815/(8.134×(88.57 + 273.15))</p><p>　　= 2.94 kg/m3 </p><p><b>　?、?液體

30、表面張力</b></p><p>　　σm = ∑xiσi </p><p>　　σmD = 0.983×21.09 + 0.017×21.58 = 21.1 mN/m</p><p>　　σmF = 0.541×19.14 + 0.459×20.09 =19.6 mN/m </p><p&g

31、t;　　則，精餾段平均表面張力為：</p><p>　　σm（1） = （21.1 + 19.6）/2 = 20.35mN/m </p><p><b>　　⑹ 液體黏度</b></p><p>　　μLm = ∑xiμi </p><p>　　μLD = 0.983×0.304 + 0.017×

32、0.307 = 0.304 </p><p>　　μLF = 0.541×0.261 + 0.459×0.269 = 0.265</p><p>　　則，精餾段平均液相黏度為：</p><p>　　μLm = （0.304 + 0.265）/2 = 0.285 </p><p>　　3.3 塔和塔板主要工藝尺寸計算&l

33、t;/p><p><b>　　⑴ 塔徑的計算</b></p><p><b>　　對精餾段：</b></p><p>　　VS = 0.5755 m3/s</p><p>　　LS = 0.0015 m3/s </p><p>　　選板間距，取板上液層高度，</p>

34、<p><b>　　故；</b></p><p>　　由圖3-2史密斯關(guān)聯(lián)圖 查得: C20=0.072；依式 </p><p><b>　　0.0743</b></p><p>　　可取安全系數(shù)為0.7，則 </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.853m/

35、s。</p><p>　　塔截面積：S = 0.785 m2 </p><p>　　μ=VS/S = 0.5755/0.785 = 0.733 m/s </p><p><b>　　對提餾段：</b></p><p>　　選板間距，取板上液層高度，</p><p><b>　　故；0.0

36、717 </b></p><p>　　查圖得C20=0.068；依式=0.069</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56(m/s)。</p><p>　?、?精餾塔的有效高度計算</p><p>　　Z1 = (N1 - 1)HT = (8 - 1)×0.4 = 2.8(m)</p&g

37、t;<p><b>　　提餾段有效高度為：</b></p><p>　　Z2 = (N2 - 1)HT = 5.2(m)</p><p>　　在進料板上開一人孔，其高度為0.8m，其有效高度為：</p><p>　　Z = 2.8 + 5.2 + 0.8 = 8.8(m) </p><p><b>

38、;　?、?溢流裝置</b></p><p>　　采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進口堰，各項計算如下。</p><p><b>　　溢流堰長</b></p><p>　　取堰長lw 為0.66D，即</p><p>　　lw = 0.66×1.0 = 0.66m </p&

39、gt;<p>　?、?出口堰高 hw </p><p>　　hw = hL - hOW </p><p>　　上層清液高：hc = 60 mm</p><p>　　故 hW = hC - hOW = 0.06 – 0.01153 = 0.04847 m </p><p>　?、?降液管的寬度與降液管的面積： </p&

40、gt;<p>　　由查得：Wd/D = 0.14 , Af/AT = 0.08</p><p>　　則 Af = 0.785×0.08×12 = 0.0628 m2 </p><p>　　Wd = 0.14D = 0.14 m </p><p>　　利用式（3-74）計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 </

41、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的流速u0’為0.08m/s，則</p><p>　　h0 = Ls/(lwu0’) = 0.0015×3600/(3600×0.66×0.08) = 0.0283

42、m</p><p>　　hW – h0 = 0.0485 – 0.0283 = 0.0202 ＞0.006 m 符合要求</p><p><b>　?、?塔板布置</b></p><p>　?、?塔板的分塊 因D≥800mm 故 塔板采用分塊式，查表3-7，塔板分3塊</p><p>　　② 取邊緣區(qū)寬度Wc

43、 = 0.035m，安定區(qū)寬度Ws = 0.065m </p><p><b>　?、?開孔面積計算</b></p><p><b>　　x=0.295</b></p><p><b>　　r=0.465</b></p><p>　　故 Aa = 0.5021m2 </

44、p><p><b>　?、?篩口計算</b></p><p>　　取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為</p><p>　　故孔中心距 ×5=15mm</p><p>　　篩孔數(shù)：n = 1.155Aa /t2 = 2612.8 = 2613個</p><p>　　開口率：φ= A

45、0/Aa = 0. 927/9 = 10.1％ </p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　3.4 篩板的流體力學(xué)驗算</p><p>　?、?氣體通過篩板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎?lt;/p><p>　?、?干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，C0=0.84由式</p><p&g

46、t;　?、?體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p>　　由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式 </p><p>　?、?克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　（設(shè)計允許值）</b></p><p>　?、?液面落差的驗算</p><p>　　

47、對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　?、?霧沫夾帶量</b></p><p><b>　　0.004<0.1</b></p><p>　　故，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p><b>　?、?

48、漏液的驗算</b></p><p>　　= 5.907 m/s</p><p><b>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)</b></p><p>　　故，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量漏液。</p><p><b>　?、?液泛</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生

49、，應(yīng)使降液管中清液層高度</p><p>　　=0.0745+0.06+0.15×0.082 = 0.1352</p><p><b>　　取，則 </b></p><p>　　Φ(HT+hw)= 0.5×(0.4+0.0202) = 0.2101 </p><p>　　故， ，在

50、設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液乏。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)檢驗，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。</p><p>　　3.5 塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　⑴ 漏液線</b></p><p><b>　　代入 整理得：</b></p><

51、p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，以上式計算Vs值，計算結(jié)果列表如下表</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線</p><p><b>　?、?霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　霧沫夾帶量：</b></p><p><b>　　取 </b>&l

52、t;/p><p>　　代入 ， 整理得：</p><p>　　Vs = 1.29 – 10.0Ls2/3 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，以上式計算Vs值，計算結(jié)果列表如下表</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線</p><p>　?、?液相負(fù)荷下限線</p><

53、p>　　對于平直堰，取堰上液層高度hOW＝0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E = 1 </p><p>　　Ls,min = 0.00056 m3/s</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。</p><p>　?、?液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限，</

54、p><p>　　θ＝AfHT/Ls </p><p>　　故，Ls,min = 0.0567×0.40/4 = 0.00567 m3/s </p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。</p><p><b>　　⑸ 液泛線 </b></p><p>　　令 Hd

55、 = Φ(HT+hw) </p><p>　　由 Hd = hP+hL+hd = hc+hl+hσ+hL+hd </p><p><b>　　hl = βhL </b></p><p>　　hL = hw + how </p><p>　　聯(lián)立得 ΦHT + （Φ – β – 1）hw = （β + 1）how +

56、 hc + hσ + hd </p><p>　　忽略 hσ ，將how 與Ls ，hd 與Ls ，hc 與Vs 的關(guān)系式代入上式，并將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理，得</p><p>　　Vs2 =1.37 – 3176Ls2 – 13.16Ls2/3 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，以上式計算Vs值，計算結(jié)果列表如下表 </p><p

57、>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 </p><p>　　根據(jù)以上各數(shù)據(jù)表，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示：</p><p>　　3.6 設(shè)備計算結(jié)果(表)</p><p><b>　　4 附件的計算</b></p><p><b>　　4.1接管</b></p><

58、p><b>　　(1)進料管</b></p><p>　　進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計 采用直管進料管。F=3800Kg/h , =807.9Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑 m =471.6mm</p><p>　　取進料管規(guī)格Φ475×2.5 則管內(nèi)徑d=475mm</p>&l

59、t;p><b>　　進料管實際流速 </b></p><p><b>　　(2)回流管</b></p><p>　　采用直管回流管，回流管的回流量</p><p>　　塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度</p><p>　　則液體流量 m3/s</p><p><b

60、>　　取管內(nèi)流速</b></p><p><b>　　則回流管直徑 </b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ40×2.5 則管內(nèi)直徑d=40mm</p><p><b>　　回流管內(nèi)實際流速 </b></p><p><b>　　(3)塔頂蒸汽接管&

61、lt;/b></p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ510×12 則實際管徑d=504mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速 </p><p><b>　　(4)釜液排出管</b></p><p>

62、　　塔底w=1504.2kmol/h 平均密度</p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b>　　取管內(nèi)流速</b></p><p>　　可取回流管規(guī)格Φ355×2.5 則實際管徑d=354mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速 </p>

63、;<p>　　(5)塔頂產(chǎn)品出口管徑</p><p>　　D=1504.2koml/h 相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　溜出產(chǎn)品密度</b></p><p><b>　　取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b>　　則 </b></p&g

64、t;<p>　　可取回流管規(guī)格Φ185×2.5 則實際管徑d=185mm</p><p>　　塔頂蒸汽接管實際流速 </p><p><b>　　4.2冷凝器</b></p><p>　　塔頂溫度tD=81.48℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ </p><p>　　則 由tD=81.

65、48℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>　　又氣體流量Vh=2.983m3/s</p><p><b>　　塔頂被冷凝量 </b></p><p><b>　　冷凝的熱量 </b></p><p><b>　　4.3 再沸器</b></p><

66、p>　　塔底溫度tw=105.0℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=112℃</p><p><b>　　則</b></p><p>　　由tw=105.0℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p>　　又氣體流量Vh=2.374m3/h 密度</p><p><b>　　則</

67、b></p><p>　　取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，</p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p>　　4.4 板式塔結(jié)構(gòu)</p><p>　　板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管

68、及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。</p><p><b>　　塔頂空間</b></p><p>　　塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取</p><p><b>　　塔底空間</b&

69、gt;</p><p>　　塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。</p><p>　?、偎遵v液空間依貯存液量停留3~5min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。②塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距，大塔可大于此值。本塔取</p><p><b>　　人孔</b></p><p>　　一

70、般每隔6~8層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~500mm，其伸出塔體得筒體長為200~250mm，人孔中心距操作平臺約800~1200mm。本塔設(shè)計每7塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即</p><p><b>　　塔高</b></p><p><b>　　=12.9m</b></p><p

71、><b>　　5、學(xué)習(xí)心得</b></p><p>　　通過本次課程設(shè)計的訓(xùn)練，讓我對自己的專業(yè)有了更加感性和理性的認(rèn)識，我們了解了工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握了化工設(shè)計的主要程序和方法，增強了分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設(shè)計，還使我們樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)，加強工程設(shè)計能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)求實的科學(xué)作風(fēng)更尤為重要。 <

72、;/p><p>　　在完成報告和預(yù)習(xí)的過程中我們需要查閱大量的資料，我們在遇到了很多新的知識的時候，通過學(xué)校圖書館和網(wǎng)絡(luò)資源進行查閱相關(guān)資料，并針對相關(guān)數(shù)據(jù)要進行分析和整理成自己的有用的東西。通過項目不斷地完成過程中使我們的語言組織能力，邏輯思維管理和報告撰寫能力得到了一定程度的鍛煉和提高。</p><p>　　最后，我還要感謝我的指導(dǎo)老師對我們的教導(dǎo)與幫助，感謝同學(xué)們的相互支持，與他們一起對

73、一些問題的探討和交流讓我開拓了思路，也讓我在課程設(shè)計時多了些輕松、愉快。</p><p><b>　　參考文獻 </b></p><p>　　[1]張新戰(zhàn)，化工單元過程及操作?北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1998</p><p>　　[2]何潮洪,馮霄?化工原理?北京：科學(xué)出版社，2001</p><p>　　[3]柴誠敬,劉

74、國維?化工原理課程設(shè)計?天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，1994</p><p>　　[4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設(shè)計?天津：天津大學(xué)出版社，2002</p><p>　　[5]陳均志，李雷?化工原理實驗及課程設(shè)計?北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008</p><p>　　[6]馬江權(quán)，冷一欣?化工原理課程設(shè)計?北京：中國石化出版社，2009</p><

75、;p>　　[7]段毅文，板式精餾塔的塔板效率[j].內(nèi)蒙古石油化工2006年第12期</p><p>　　[8]杜佩衡吳兆亮.篩板精餾塔回流比的優(yōu)化設(shè)計[J].河北工學(xué)院學(xué)報，1989，2期第18卷</p><p>　　[9]尚小琴，陳勝洲，鄒漢波.化工原理實驗[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2011.8</p><p><b>　　目錄</b&

76、gt;</p><p>　　序言…………………………………………………………………………………1</p><p>　　1、板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書……………………………………………………………2</p><p>　　1.1、設(shè)計題目………………………………………………………………………2 1.2、設(shè)計任務(wù)………………………………………………………………………2

77、</p><p>　　1.3、操作條件………………………………………………………………………2</p><p>　　2、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)……………………………………………………………………2</p><p>　　2.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)…………………………………………………………2</p><p>　　2.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)………………

78、………………………………………2</p><p>　　2.3、液體表面張力…………………………………………………………………3</p><p>　　2.4、液相密度及粘度………………………………………………………………3</p><p>　　2.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)…………………………………………………………3</p><p>　　2.6、

79、板式塔簡易流程圖……………………………………………………………4</p><p>　　3、設(shè)計計算……………………………………………………………………………5</p><p>　　3.1、塔的物料計算…………………………………………………………………5</p><p>　　3.2、精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算…………………………………………6</p>

80、<p>　　3.3、塔和塔板主要工藝尺寸計算…………………………………………………8</p><p>　　3.4、篩板的流體力學(xué)驗算………………………………………………………11</p><p>　　3.5、塔板負(fù)荷性能圖……………………………………………………………12</p><p>　　3.6、設(shè)備計算結(jié)果(表) ……………………………………………

81、……………15</p><p>　　4、附件的計算………………………………………………………………………16</p><p>　　4.1、接管…………………………………………………………………………16</p><p>　　4.2、冷凝器………………………………………………………………………18</p><p>　　4.3、再沸器………………