苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计

Hexi University

化工原理课程设计

题 目: 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210023 姓 名: 谭婧芳 指导教师: 魏玉娟

2016 年 12 月 3 日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计 二、设计任务及操作条件 1.设计任务

生产能力（进料量） 90000 吨/年

操作周期 7200 小时/年 （年工作330天检修一月） 进料组成 46% （苯的质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.5% (苯) 塔底产品组成 2% (苯) 2.操作条件

操作压力 塔顶4kPa(表压) 进料热状况 自选（料液初温20℃） 加热蒸汽 0.25MPa(表压) 3.设备型式 筛板或浮阀塔板 4.厂址 山东地区

三、设计内容

1.设计方案的选择及流程说明 2.塔的工艺计算 3.主要设备工艺尺寸设计

（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4.辅助设备选型与计算 5.设计结果汇总

6.工艺流程图及精馏工艺条件图 7.设计评述

目 录

化工原理课程设计任务书

摘 要 ........................................................................................................................... 1 1 概述 ........................................................................................................................... 1

1.1精馏原理及其在化工生产中的应用 .............................................................. 1 1.2精馏塔对塔设备的要求 .................................................................................. 1 1.3本次设计中所选塔的特性 .............................................................................. 2 1.4本设计中精馏方式的选定及其特点 .............................................................. 2 1.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 .................................................. 2 1.6加料状态及回流比的选取 .............................................................................. 3 2 精馏塔工艺设计 ....................................................................................................... 3

2.1精馏塔的物料衡算 .......................................................................................... 3 2.2理论塔板数的确定 .......................................................................................... 3 2.3全塔效率 .......................................................................................................... 5 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................................................... 8

3.1有关物性数据的计算 ...................................................................................... 8 3.2馏塔的塔体工艺尺寸计算 ............................................................................ 10 3.3塔板主要工艺尺寸计算 ................................................................................ 13 3.4筛板的流体力学验算 .................................................................................... 16 3.5塔板负荷性能图 ............................................................................................ 20 3.6热量衡算 ........................................................................................................ 25 4 塔的辅助设备及附件的计算与选型 ..................................................................... 29

4.1全凝器 ............................................................................................................ 29 4.2再沸器 ............................................................................................................ 30 4.3接管管径计算与选型 .................................................................................... 31 4.4裙座 ................................................................................................................ 32 4.5封头 ................................................................................................................ 33 4.6吊柱 ................................................................................................................ 33

4.7塔总体高度的设计 ........................................................................................ 33 5精馏塔设计结果汇总表 .......................................................................................... 33 6 设计总结 ................................................................................................................. 35 参考文献 ..................................................................................................................... 35 致 谢 ........................................................................................................................... 37

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苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计

谭婧芳

摘 要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过逐板计算法计算得出理论塔板数为15块，回流比为2.085，算出全塔效率48%，实际塔板数为31块，进料位置为第15块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.8米，总塔高12.4米，通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准，同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。 关键词：苯-甲苯 连续精馏 筛板塔 泡点进料

1 概述

1.1精馏原理及其在化工生产中的应用

化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏就是常用的分离方法之一，是组成化工生产过程的主要单元操作，为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。

本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料。 1.2精馏塔对塔设备的要求

塔设备选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以塔设备的选定必须满足一下条件：

① 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 ② 效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

③ 流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

④ 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常流动，

1

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而且不会使效率发生较大的变化。

⑤ 结构简单，造价低，安装检修方便。

⑥ 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 1.3本次设计中所选塔的特性[2]

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

①结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

②处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 ③塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 ④压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 1.4本设计中精馏方式的选定及其特点

本设计采用常压精馏，一般除了热敏性物料以外，凡通过常压操作不难实现分离要求，其主要优点有：

①气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。

②操作稳定，弹性大，当塔设备的气，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具备的可靠性。

③流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还使整个系统无法维持必要地真空度，最终破坏物系的操作。

④结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 ⑤耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。 ⑥塔内的滞留量要小。

1.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。

塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。

2

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1.6加料状态及回流比的选取

本设计采用泡点进料的方式，加热蒸汽为间接蒸汽，回流比为最小回流比的1.6倍。

2精馏塔工艺设计 2.1精馏塔的物料衡算

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量： MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量：MB=92.13kg/kmol xF=0.501 xD=0.987 xW=0.023

2.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量

MFxFMA(1xF)MB0.50178.1110.50192.1385.11kg/kmol MDxDMA1xDMB0.98778.1110.98792.1378.29kg/kmol MWxWMA1xWMB0.02378.1110.02392.1391.81kg/kmol

2.1.3 物料衡算

原料液处理量：F=146.87kmol/h

总物料衡算 F=D+W FxF =DxD+ WxW 联立以上两式解得D=72.82kmol/h W=74.05kmol/h 2.2理论塔板数的确定 2.2.1理论板数的求取

苯的沸点为80.10℃，甲苯的沸点是110.63℃ ⑴相对挥发度的计算

3

河西学院化学化工学院课程设计 表1 苯与甲苯的Antoine常数取值[1]

物质

苯 甲苯

A 6.023 6.078

B 1206.35 1343.94

C 220.24 219.58

用Antoine方程lgp0=A-苯 lgp0=6.023-甲苯 lgp0=6.087-

B计算饱和蒸气压可得： tC1206.35

t220.241343.94

t219.58[1] 表2 苯与甲苯的饱和蒸气压

甲苯kPa 39.212 101.869

tC

80.10℃ 110.63℃

苯kPa 101.48 238.235

80.10℃时， α=110.63℃时， α=

101.481=2.588

39.212238.235=2.339

101.8692.46xn

1(2.461)xnα=12=2.460 得相平衡方程yn=⑵求最小回流比以及操作回流比

xq=xF=0.501 则yq=0.712

故最小回流比： Rmi=nxDyqyqxq=

0.9870.7121.303

0.7120.501取最小回流比为操作回流比的1.6倍， R=1.6Rmin=1.6×1.303=2.085 ⑶精馏塔的气、液相负荷

精馏段： LRD2.08572.82151.83kmol/h

h V(R1)D(2.0851)72.82224.65kmo/l提馏段： L'RDqF151.83146.87298.10kmol/h

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V'V224.65kmo/lh ⑷求操作线方程 精馏段操作线方程:yn1提馏段操作线方程:ym1RxxnD0.676xn0.320 R1R1WxWLqFxm1.329xm0.0076

LqFWLqFW⑸由逐板计算法求理论板层数

表3 逐板计算法求解理论板层数

yn10.676xn0.320精馏段：

ym11.329xm0.0076

提馏段：

yn2.46xn11.46xnyn2.46xn11.46xn

y1xD=0.987 x1=0.968 y9=0.652 x9=0.432 y10=0.567 x10=0.347

y2=0.974 x2=0.983 y3=0.9 x3=0.4

y11=0.4 x11=0.253 y12=0.329 x12=0.166 y13=0.213 x13=0.099

y4=0.924 x4=0.852 y5=0.882 x5=0.752 y6=0.828 x6=0.662 y7=0.768 x7=0.574

y8=0.708 x8=0.496y14=0.124 x14=0.0 y15=0.0 x15=0.027

y16=0.028 x16=0.01精馏段NT=7(块) 提馏段NT=9(块)

论塔板数NT=7+9=16(块) (包括再沸器) 2.3全塔效率

5

河西学院化学化工学院课程设计 表4 苯-甲苯的气液平衡数据[4]

温度t/℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.4 90.11 88.8 87.63 86.52 85.44 84.4 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21

液相中苯的摩尔分数x/%

0 0.01 0.03 0.05 0.1 0.15 0.20 0.25 0.30 0.35 0.4 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.90 0.95 0.97 0.99

气相中苯的摩尔分数y/%

0 0.025 0.0711 0.112 0.208 0.294 0.372 0.442 0.507 0.566 0.619 0.667 0.713 0.755 0.791 0.825 0.857 0.885 0.912 0.936 0.959 0.98 0.985 0.9961

2.3.1粘度的求取

80.6680.21t80.66D tD=80.278℃

0.970.990.9870.97107.61105.05tF107.61tF  tF=84.519℃

0.050.10.5010.05110.56109.91tW110.56 tW tW=109.065℃

00.010.0230tt84.51980.28782.399℃ 精馏段平均温度 t1=FD22tt84.519109.065提馏段平均温度 t2FW96.792℃

22tD

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精馏段 当t1=82.399℃ μ苯=0.301 μ甲苯=0.305 液相组成

84.483.3382.39984.4 x1=0.4

0.80.85x10.8 ML10.4×78.11+(1-0.4)×92.13=79.6 气相组成

84.483.3382.39984.4 y10.957

0.9120.936y10.912 MV10.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.71 μLm=0.4＋0.305×(1-0.4)=0.301 1xii=0.301×

i1n提馏段 当t1=96.792℃ μ苯=0.263 μ甲苯=0.271 液相组成

97.1395.56.79295.58 x2=0.0.311

0.30.35x20.3粘度 ML10.311×78.11+(1-0.311)×92.13=87.77 气相组成

97.1395.56.79297.13 y20.520

0.5070.566y20.507 MVm20.520×78.11+(1-0.520)×92.13=84.84

Lm2xii0.2630.3110.271(10.311)0.269

i1n2.3.2实际塔板数N

由奥康奈尔方程ET0.49L0.245求精馏塔的效率：

-0.245⑴精馏段 ET=0.49×(2.588×0.301) NP=0.520

NT713.46 故NP=14块 ET0.520-0.245⑵提馏段 ET=0.49×(2.339×0.269) NP2.3.3全塔效率的计算

=0.6

NT916.48 故NP=17块 ET0.67

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ETNT1445％ NP31

3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1有关物性数据的计算 3.1.1操作压力计算

塔顶操作压力 PD101.34105.3kPa

塔斧操作压力 PF=115.8+17×0.7=127.7kPa 每层塔板压降 P0.7kPa

进料板压力 PF105.30.715115.8kPa 精馏段平均压力 Pm(105.3115.8)2110.55kPa 3.1.2平均摩尔质量计算

⑴塔顶的平均摩尔质量计算：

由xDy10.987，由逐板计算法，得x10.968

MVDm0.98778.11（10.987）92.1378.29（kg/kmol） MLDm0.96878.11（10.968）92.1378.56（kg/kmol）

⑵进料板平均摩尔质量计算：

由逐板计算理论板，得yF0.708 xF0.496

MVFm0.70878.11（10.708）92.1382.20（kg/kmol） （10.496）92.1385.18（kg/km）o l MLFm0.49678.11⑶塔底平均摩尔质量计算：

由逐板计算法得 xw0.116 yw0.028

（10.028）92.1391.74（kg/km）o l MVWm0.02878.11（10.116）92.1390.50（kg/km）o l MLFm0.11678.11⑷精馏段平均摩尔质量计算：

（78.2982.20）/282.25（kg/km）o l MVm

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（78.5685.18）/281.87（kg/km）o l MLm⑸提溜段平均摩尔质量计算：

（91.7482.20）/286.97（kg/km）o l MVm（90.5085.18）/287.84（kg/km）o l MLm3.1.3 平均密度计算

⑴气相平均密度计算： 由理想气体状态方程计算，即： 精馏段 VmPmMVm110.5580.253.001(kg/m3) RTm8.314(82.399273.15)PmMVm110.5586.973.443(kg/m3) RTm8.314(96.792273.15)提馏段 Vm⑵液相平均密度计算： 液相平均密度依下式计算，即： 塔顶液相平均密度的计算：

.2kg/m3 由tD80.278℃，查手册[4]得：A814.3kg/m3 B8091LDmAB LALB塔顶的液相的质量分率aA10.98778.110.985

0.98778.11(10.987)92.13

LDm0.9850.015 LDm814.2kg/m3 814.3809.2 塔低液相平均密度的计算：

.0kg/m3 tW=109.065℃，查手册得：A802.8kg/m3 B801 塔低的液相的质量分率：aA0.100 LWm1/(0.1000.900)80.12kg/m3 80.2880.10 进料板液相平均密度的计算：

.6kg/m3 由tF84.519℃，查手册[4]得：A818.1kg/m3 B812 9

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进料板液相的质量分率： aA

10.49678.110.455

0.49678.11（10.496）92.13LFm0.4550.5.1kg/m3 LFm815818.1812.6精馏段液相平均密度为：

LFm（LDmLFm）/2（814.2815.1）/2814.7kg/m3 提馏段液相平均密度为：

（LDmLFm）/2（815.1801.2）/2808.2kg/m3 LFm3.1.4液体表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即：Lmxii

i1n⑴塔顶表面张力的计算：

由tD80.278C 查手册得：A21.23mN/m B21.73mN/m

（10.987）21.7321.24mN/m LDm0.98721.23 ⑵进料板表面张力的计算：

由tF84.519C查手册得： A21.74mN/m B22.20mN/m

（10.496）22.2021.97mN/m Lm0.49621.74⑶塔底表面张力的计算：

由tW109.065C查手册得：A19.98mN/m B20.50mN/m LWm0.11619.98(10.116)20.5020.44mN/m

⑷精馏段平均表面张力：Lm1⑸提馏段平均表面张力：Lm23.2馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.2.1塔径的计算

⑴精馏段

塔径依据流量公式计算，即：D4VS u10

21.2421.9721.61mN/m

221.9720.4421.21mN/m

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设计时先求得最大空塔气速umax,然后根据物料性质乘以一定的安全系数，

（0.6—0.8）umax 即：u精馏段的气、液相体积流率为： VsVMVM224.6580.25=1.6687m3/s

3600VM36003.001LMLM151.8381.87=0.0042m3/s

3600LM3600814.7 Ls 由umaxCLV V负荷因子C值与气液相负荷、物性及塔结构有关，一般由试验确定。

C由式CC20L计算：

200.2

图1 史密斯关联图

[1]

1/2L由图1查得其横坐标为：hVhLV1/20.00423600814.71.66936003.0010.0415

取板间HT0.40m，板上上液层高度hL0.06m（由图1查得） HT-hL0.400.060.34(m) C20=0.074

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 C0.074L20 umaxC0.221.0.074200.20.0752

LV814.73.0010.07521.237(m/s) V3.001（m/s） 取安全系数为0.7，则空塔气速为：u0.7umax0.71.2370.866

D4VS41.66871.9(m) u3.140.866 按标准塔径圆整后D1.（ 8m） 塔截面积为：AT4D20.7851.822.(m2)

) uVS/AT1.6687/2.0.66(m/s⑵提馏段

提馏段的气、液相体积流率为： VsVMVM224.6586.97=1.5763m3/s

3600VM36003.443LMLM298.7087.84=0.0090m3/s

3600LM3600808.2 Ls由umaxCLV V 负荷因子C值与气液相负荷、物性及塔结构有关，一般由试验确定。

 C由式CC20L计算：

20'LL 其中C20由图1查得，图的横坐标为：'VV'h'h0.21/20.0875

取板间HT0.40m，板上上液层高度hL0.06m （由图1查得） HT-hL0.400.060.34(m) 查图可得C20=0.082

 C0.071L200.221.210.071200.20.071 8 12

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umaxCLV80.823.4430.07181.09(8m/)s V3.443（m/s） 取安全系数为0.7，则空塔气速为：u'0.7umax0.71.0980.769

4VS'41.5763 D1.616(m) 'uS3.140.769' 按标准塔径圆整后D1.（ 8m） 塔截面积为：AT4D20.7851.822.(m2)

s uVS/AT1.5763/2.0.62(m/)3.2.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为：Z精N精1HT(141)0.405.2(m） 提馏段有效高度为：Z提N提1HT(171)0.406.4(m）

（m） 故精馏塔的有效高度为：ZZ精Z提5.26.430.814

3.3塔板主要工艺尺寸计算 3.3.1.溢流装置计算

⑴精馏段

因塔径D1.（，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘,计算如下： 8m）①堰长lW

取lW0.65D0.651.81.17(m) ②溢流堰高hW

由hWhL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算 hOWLh2.84E1000lW2/3

2/3 近似取E1，则hOW2.840.00423600110001.17 0.0156（m）（m） 取板上清液层高度hL60mm 故hWhL-hOW0.060.01560.0444

③弓形降液管宽度Wd和截面积Af

13

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由lW/D0.66查图1可得：

AfAT0.072

Wd0.13 D（m） 则：Af0.0722.0.1829m2 Wd0.131.80.234

依式 3600AfHTLH验算液体在降液管中停留时间，即：

36000.18250.40 > 5(s)，故降液管设计合理。 17.42（s）0.00423600④降液管底隙高度ho

' 取降液管底隙的流速uo0.1m/s，则：

hoLh0.004236000.0359(m) '3600lWuo36001.170.10.03590.008m50.006m hWho0.0444'故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW50mm

⑵提馏段

' ①堰长lW

'0.65D0.651.81.17(m) 取lW

②堰高h'w

'''由hW，选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算: hL-hOW' hOWLh2.84E1000lW2/32/3

'近似取E1，则hOW2.840.0090110001.17 0.0260（m）'''hL-hOW0.060.02600.034（m） 取板上清液层高度hL70mm，故hW

③弓形降液管宽度Wd和截面积Af

Wd'由l/D0.75查图弓形降液管的参数得：0.17 0.12

DAT'W[1]Af 14

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（m） 则：A'f0.122.0.3048m2，Wd'0.171.81.35

依式 3600A'fHTL'h验算液体在降液管中停留时间，即：

36000.30480.4013.55（s）5(s) ，故降液管设计合理。

0.00903600 ④降液管底隙高度ho'

'0.1m/s，则： 取降液管底隙的流速uoL'h0.00903600 h0.066(7m) ''3600lWuo36001.550.1'o''ho0.06670.0340.0327m0.006m hW'故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW50mm

3.3.2塔板布置

⑴精馏段 ①塔板的分块

因D800mm，故塔板采用分块式

查表（化工原理课程设计107页表得)塔极分为5块。 ②边缘宽度确定

取WSWS'0.065m WC0.035m ③开孔区面积计算

R2221xxRxsin 开孔区面积按式AS2计算，即： 180Rr2221xrxsin AS2180x r其中xD/2(WdWS)0.9(0.2340.065)0.601m

rD/2WC0.90.0350.865m

3.140.86522210.60120.6010.8650.601sin1.（m）故AS2 1800.865 15

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④筛板计算及其排列

这次任务所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm的钢板，取筛孔直径

do5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t3do3515mm 筛孔数目n为：n1155000An11550001.9702(个) 22t152开孔率为：Ao/An0.907/tdo7.5%

气体通过筛孔的气速为：uoVSAo1.669/(0.0741.)11.93m/s ⑵提馏段 ①边缘区域确定

取WSWS'0.065m WC0.035m ②开孔区面积

D1.8Wd'WS'0.1360.0650.69(9m) 22D1.8' rWc0.0350.86(5m)

22 x'R21x22A2xRx180sinr'3.140.86522210.69920.6990.8650.699sin 1800.865'S2.12(m2)③筛孔数及排列

选用3mm的钢板，取筛孔直径do5mm，筛孔按正三角形排列。 取孔中心距t为：t2.5do3.5517.5mm 筛孔数目n'为：n'1.1552.127995(个)

t2

‘ 开孔率为： Ao/An0.907/t'do27.4%

'VS'AoD0.576/(0.0742.12)10.04m/s 气体通过筛孔的气速为：uo3.4筛板的流体力学验算 3.4.1塔板压降

16

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⑴精馏段

干板阻力hc的计算

1Vuc由下式计算，即：hc 2gLCo2由do5/31.67，查干筛孔的流量系数图得Co0.772

3.00111.93故hc0.051 （m液柱）0.0449814.70.772①气流穿过板上液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力hL由下式计算，即： h1hLhWhOW uoVS1.6690.71m/s

ATAf2.0.18292

FouoV0.7103.0011.21Kg1/2/sm1/2

查充气系数关联图[1]得0.62

（0.04440.0156）0.0372（m液柱） 故h1hLhWhOW0.62

②液体表面张力h的阻力计算

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

4L420.61103 h0.0022(m液柱)

Lgdo814.79.810.005 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即：

hPhch1h0.04490.03720.00220.0843(m液柱) 气体通过每层塔板的压降为：

pphpLg0.0843814.79.81673.74Pa0.7KPa

③液面落差

对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。

17

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⑵提馏段

干板阻力hc的计算

1Vuc由下式计算，即：hc 2gLCo2由do5/31.67，查干筛孔的流量系数图得Co0.772

3.44310.04 故hc0.051 （m液柱）0.0367808.20.772①气流穿过板上液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力hL由下式计算，即：

' ua2VS1.5760.70m/s

ATAf2.0.3048

1/2' Fa'uaV0.713.4431.32kg/sm1/2

'0.620.02600.0340.0372（m液柱）查图得'0.62，故h1''hL

②液面落差

对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。

③液体表面张力h的阻力计算

'液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

'4L421.211030.0021(m液柱) hgdL'808.29.810.005' 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即：

'' hphch1'h0.03720.00210.03670.076(m液柱)

' 气体通过每层塔板的压降为：

' Pp'hpPc'g0.076808.29.81602Pa0.7KPa

3.4.2液沫夹带

⑴精馏段

液沫夹带量由下式计算，即：

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ua5.7106eVLHT0.25hL3/20.0074（Kg液/Kg气）

此设计中液沫夹带量在允许范围之内。 ⑵提馏段

取h'f2.5hc'2.50.070.175(m)

5.71060.70 e21.211030.402.50.06'V3/2 0.0072（kg液/kg气）0.（1kg液/kg气）此设计中液沫夹带量在允许范围之内。 3.4.3漏液

⑴精馏段

对筛板塔，漏液点气速u0.max可由下式计算： uo.max4.4Co0.00560.13hLhSLV

4.40.7720.00560.130.060.0022814.73.001 5.923(m/s)

实际流速uo11.93uo.max，稳定系数Kuouo.max11.935.9232.071.5 故在本设计中无明显漏液。 ⑵提馏段

'''同理可得uo.min5.532(m/s)，实际流速uo10.04uo.min

'稳定系数Kuo/uo.min10.045.5321.811.5，满足设计要求。

3.4.4液泛

⑴精馏段

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从以下关系，即：

Hd(HThW)

苯-甲苯物系属一般物系，取0.5，则：HdhphLha 板上不设进口堰，hd可由下式计算，即：

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hd0.153u'2o0.00420.15(m2液柱) 0.001591.170.0352 Hd0.04490.03720.001520.084(m液柱) Hd(HThW)

故在本设计中不会发生液泛。 ⑵提馏段

''(HThW)0.（50.400.034）0.217(m)

' hd0.153u'2o0.00900.153(m3液柱) 0.00201.170.06672'0.002030.03670.03720.075(9m液柱) Hd'''(HThW) 则Hd故在本设计中不会发生液泛。 3.5塔板负荷性能图 3.5.1漏液线

⑴精馏段

由uo.minVS.min/Ao4.4Co hOWLh2.84El1000W2/30.00560.13(hWhOW)hLV

Vs0.min4.4CoAo2/3Lh2.840.00560.13hEhWL/Vl1000W得：4.40.7720.0761.2/32.843600Lh0.00560.130.044410.0022814.7/3.00110000.65

/3整理得VS.min8.0390.009170.116L2S

⑵提馏段

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2/3L2.84hEh0.00560.13hWL/V1000lWVs0.min4.4CoAo 4.40.7720.0742.12

2/32.843600Lh180.82/3.4430.00210.00560.130.03410000.75整理得Vs'.min8.160.007920.105L'S2/3

表5 漏液线线的气、液体积流量

LS/(m3/s) 精馏段 0．0006 0.804 0.0015 0.831 0.0030 0.865 0.0045 0.3 Vs/(m3/s) L'S/(m3/s) 提馏段 0.0006 0.760 0.0015 0.787 0.0030 0.820 0.0045 0.847 Vs'/(m3/s) 由上表可作出精馏段、提馏段中的漏液线。 3.5.2液沫夹带线

⑴精馏段

ua5.71061kg液/kg气） 以eV0.（为限，eVH0.25hLLT3/2

hOW2.843600LS110001.172/3/30.601L2S

/32/3 hf2.5hL2.5(hWhOW)2.5(0.04440.601L2S)0.1111.503LS

/32/3 HThf0.40(0.1111.50L32)0.21.50L3SS

0.397VS5.7106 eV*33/221.61100.21.503LS3.2/30.1整理得VS4.6624.21L2S

⑵提馏段

提馏段液沫夹带线方程：

21

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'hOW3600L'S2.8411.3510002/30.6L'S2/32/3

''hOW)0.0851.365L'S h'f2.5(hW'h'f0.3151.365L'S HT2/3

VS'VS' u0.42V7S' '2AT2Af0.253.141.820.10'a'0.42V75.710S eV2/3*3'21.21100.3151.365LS*63.20.1整理得VS'4.6920.33L'S2/3

表6 液沫夹带线的气、液体积流量

LS/(m3/s) 精馏段 0．0006 4.487 0.0015 4.343 0.0030 4.156 0.0045 3.328 Vs/(m3/s) L'S/(m3/s) 提馏段 0.0006 4.5 0.0015 4.423 0.0030 4.267 0.0045 4.136 Vs'/(m3/s) 由上表可作出精馏段、提馏段的液沫夹带线。 3.5.3液相负荷下限线

⑴精馏段

对于平直堰，取上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准，由下式得： hOW2.843600LS110001.172/343/3L9.97510m/s 0.601L20.006s.minS由此可作出精馏段与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。 ⑵提馏段

对于平直堰，取上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准，由下式得： hOW2.843600LS110001.352/30.6Ls0.006 L's.min1.152103m3/s

23由此可作出提馏段与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。

22

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3.5.4液相负荷上限线

⑴精馏段

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，即： 故Ls.min0.1829ATHT4s LS0.40.01829(m3/s) 4由此可作出精馏段与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 ⑵提馏段

''ATHT 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，即：'4s

LS'‘ 故L's.min0.30480.40.03048(m3/s) 4由此可作出提馏段与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。 3.5.5液泛线

⑴精馏段

2/3'(HThW)， 令Hd由E=1，Lw=1.17得how=0.601Ls

u01 hc0.05c02vVs3.00120.0510.057V6 s0.7720.07481.47l23232hl=(hw+how)=0.65×(0.0444+0.601Ls)=0.029+0.391Ls h0.0022m

hphchlh0.0576Vs0.391Ls+0.0312

Ls2hd0.15356.69Ls lhwwHw0.40(m)，hw0.0444(m)，0.5

22代入(HThw)hphlhd整理得：Vs2.8113.58Ls3984.2Ls

22223⑵提馏段

2/3'''(HThW)， 令Hd由E=1，Lw=0.75得how=0.6Ls

u01 hc0.05c0

2vVs3.44320.0510.066V5 s0.7720.07480.82l23

2河西学院化学化工学院课程设计

hl=0.75×1 （0.034+0.6Ls）=0.0255+0.4095Ls h0.002m223hphchlh0.0665Vs0.4095Ls0.0276

223Ls2hd0.15372.62Ls lhwwHw0.40m hw0.0444m 0.5m

2代入(HThw)hphlhd整理得：Vs2.4612.32Ls1092.03Ls 由此可作出精馏段、提留段的液泛线。

表7 液泛线上的气、液体积流量

2232LS/(m3/s)

精馏段

0.0006 2.713

0.0015 2.630

0.0030 2.519

0.0045 2.420

Vs/(m3/s)

L'S/(m3/s)

提馏段

0.0006 2.372

0.0015 2.296

0.0030 2.194

0.0045 2.102

Vs'/(m3/s)

5.04..0⑤①液泛线②漏液线③液相负荷上限线④液相负荷下限线⑤液沫夹带线⑥操作线VS3.53.0⑥①④A②③VS,MAX2.01.51.0VS,MIN0.52.50.00.0000.005LS0.0100.0150.020

图2 精馏段负荷性能图

24

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⑴精馏段：

由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点A，处在适宜操作区内的适中位置；塔板的气相负荷上限由液泛线控制，操作下限由漏液线控制；按照固定的液气比由图2查出塔板的气相负荷上限VSmax2.316m3/s，气相负荷下限

VSmin0.751m3/s，所以，操作弹性=

2.3163.083 0.751①液泛线②漏液线③液相负荷上限线④液相负荷下限线⑤液沫夹带线⑥操作线5.04..03.5⑤④①A②⑥③VS3.02.52.01.5VS,MAXVS,MIN0.50.00.0000.0050.0101.00.0150.0200.0250.030LS

图3 提馏段负荷性能图

⑵提馏段：

由塔板负荷性能图可以看出：任务规定的气、液负荷下的操作点A，处在适宜操作区内的适中位置；塔板的气相负荷上限由液泛线控制，操作下限由漏液线控制；按照固定的液气比，由图3查出塔板的气相负荷上限VS'max2.192m3/s，气相负荷下限

VS'min0.761m3/s，所以，操作弹性=3.6热量衡算 3.6.1塔顶热量图

2.1922.880。 0.761

25

河西学院化学化工学院课程设计 表8 苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度[4]

物质 苯 甲苯 沸点0C 80.1 110.63 蒸发潜热KJ/Kg 394 363 临界温度TC/K 288.5 318.57 Qc(R1)D(IVDILD)，其中IVDILDXDHVA(1XD)HVB

HV21Tr2V11Tr10.38

则:tD82.40C 时， 苯：

Tr1(80.27827.315)/56.1650.630

Tr2(80.127.315)/56.1650.6291Tr2V11Tr10.38蒸发潜热：HV210.630393.910.6290.38393.50KJ/Kg

甲苯:

Tr1(80.278273.15)/591.720.597Tr1(110.63273.15)/591.720.81Tr2V11Tr10.38

0.38蒸发潜热：HV210.59736310.8382.12KJ/Kg

MD78.29kg/mol

D'MDD78.2972.825701.08kJ/h

IVDILDXDHV1(1XD)HV2

0.987393.50(10.987)382.12 383.42KJ/KgQC(R1)D'(IVDILD) (2.0851)5701.08383.42 6.74106KJ/Kg3.6.2塔底热量

Qc(R1)D(IVDILD)，其中IVDILDXDHVA(1XD)HVB

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HV21Tr2V11Tr10.38

则tw109.0650C 苯：

Tr2(109.065273.15)/561.650.681Tr1(80.1273.15)/561.650.8

1Tr20.3810.6810.38)393.9()379.44KJ/Kg 蒸发潜热：HV2HV1(1Tr110.8甲苯：

Tr2(11.906527.315)/59.1720.6

Tr1(11.06327.315)/59.1720.81Tr20.3810.60.38)363()363.78KJ/Kg 蒸发潜热：HV2HV1(1Tr110.8 MW91.81kg/mol

D'MWXW91.8174.056798.53kJ/kg

ILWIVW(1XW)HVBXWHVA

(10.023)379.440.023363.78 362.35KJ/KgQC(R1)W'(IVWILW) （2.0851）6798.53362.35 7.60106KJ/Kg3.6.3焓值衡算

塔顶温度tD82.4℃，塔底温度tW116.015℃，进料温度tF97.8℃

表9 苯与甲苯的比热容

温度℃ 苯 kJ/(kmolk) 甲苯kJ/(kmolk)

0 72.7 93.3

50 .7 113.3

[4]

100 104.8 131.0

150 118.1 146.6

由内插法计算比热容

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K) tD82.4℃下：CP199.48KJ/(KmolK) CP2124.77KJ/(KmolCPCP1XDCP2(1XD)

99.480.987124.770.013 99.81KJ(KmolK)tW109.065℃下：CP1109.06KJ/(KmolK) CP2136KJ/(KmolK)

CPCP1XWCP2(1XW)109.060.0231360.977 135.38KJ(KmolK)tD80.278℃下：1393.609(KJKg) 2380.125(KJKg)

1XD(1XD)2

—393.6090.9870.013380.125 393.43KJKgtW109.065℃下：1379.587(KJKg) 2361.052(KJKg)

1xD(1xD)2

—379.5870.023361.0520.977 361.48KJKg⑴0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准：

QVVCPtDVMo224.6599.8180.278224.65393.4378.29 8.72106KJh⑵回流液的焓QR 回流液组成与塔顶组成

QRLCPtD

'__

151.8399.8180.2781.22106KJh

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⑶塔顶馏出液的焓QD QDDCDtD

72.8299.8180.2785.83105KJh

⑷冷凝器消耗的焓QC

QCQVQDQR

8.721061.221065.83105 6.92106KJh⑸进料口的焓QF

tF84.519℃下：CP1104.14KJ/(KmolK)CPCP1XFCP2(1XF)

104.140.501130.220.499 117.15KJ(KmolK)QVFCFtF 146.87117.1584.519 1.45106KJh⑹塔底残液的焓QW

QWFCWtW 74.05135.38109.065 1.09105KJh⑺再沸器QB

QBFM_W_224.6591.81393.43 8.11106KJh4 塔的辅助设备及附件的计算与选型 4.1全凝器

29

CP2130.22KJ/(KmolK) 河西学院化学化工学院课程设计

塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度tD80.278℃，按需冷却到td30℃，取冷却水进口温度t120℃，出口温度t230℃，查表[1]有，在此温度范围内水的比热容cp,H2O4.147kJkg1K1 故tm(tDt2)(tdt1)(80.27830)(80.27820)55.13℃

lntDt2(tdt1)ln80.27830(80.27820)查资料[1]，K取为600Wm2K 由r苯33.46kJmol1r甲苯37.78kJmol1

得rxiri0.98733.46(10.987)37.7833.52kJmol1 故QVr224.65103133.521032.09106Js1 3600Q2.09106所以，换热面积A17.55m2

Ktm36000.655.134.2再沸器[2]

因精馏塔的直径较大，故选用罐式再沸器，将再沸器置于塔外采用间接蒸汽加热，塔底温度tW109.065℃，取加热蒸汽温度为136.03℃，取K600Wm2K 4.2.1热负荷

QBV224.65361.4892.132078.209KJ/Kg

36004.2.2加热蒸汽用量

选用0.25MPa（表压）的饱和蒸汽加热，温度为136.03℃，334.2KJ/Kg 。 qmQb2078.2096.218Kg/s

334.2考虑到10%的热损失，qm1.16.2186.84Kg/s 4.2.3平均温差

tm136.03109.06526.97℃ 查得换热系数K600W(m2℃)

4.2.4换热面积

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QB2078.209103 S128.43m2

(Ktm)60026.97考虑到10%的热损失，S1.1128.43141.27m2 4.3接管管径计算与选型 4.3.1进料管尺寸计算

料液质量流速：GFFMF146.8785.11体积流速： VFLGF13.47kgs1 3600LF1.44.26103m3s1 800.6取管内流速为：uF2.0ms1

4VFL44.2610352.1mm 所以，进料管管径为：DFuF3.142.0 由上，原料进口管管径选取为573.5的标准管[1]。

法兰选取公称压力为4.0MPa，公称直径为50mm的带颈平焊钢制管法兰(HG20594)[6]。

4.3.2塔顶回流管管径计算

同上，取管内流速为uD1.5ms1

回流液质量流速：GDDMD72.8278.29体积流速：VDLGD11.584kgs1 3600LD1.5841.945103m3s1 814.24VDL41.94510340.mm 所以，回流管管径：DDuD1.5由上，塔顶回流管选453的标准管。

法兰选取公称压力为4.0MPa，公称直径为45mm的带颈平焊钢制管法兰(HG20594)。

4.3.3塔顶蒸气出口管径计算

蒸气出口管的允许气速UV应不产生过大的压降，其值可查下表

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河西学院化学化工学院课程设计 表10 蒸气出口管中允许气速参照表[4]

操作压力（绝压） 蒸汽速度，ms

1常压 12～20

1400～6000Pa

30～50

＞6000Pa 50～70

因P0101.3kPa，故取出口气速uD20ms1 qVVMVD4qV224.6578.2941.6281.628 D322mm

3600VM36003.001uD20由上，塔顶蒸气出口管选35610的标准管。

法兰选取公称压力为4.0MPa，公称直径为356mm的带颈平焊钢制管法兰（HG20594）。 4.3.4塔釜出料管径计算

取uW2.0ms1

出料液质量流速：GWWMW74.0591.体积流速： VWLGW11.0kgs1 3600LW1.02.32103m3s1 815.14VWL42.3210338.4mm 所以，塔釜出料管管径：DWuW2.0由上，塔釜出料管选453的标准管。

法兰选取公称压力为4.0MPa，公称直径为45mm的带颈平焊钢制管法兰(HG20594)。 4.4裙座[6]

塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式。为了制作简便，一般采用圆筒形，由于裙座内径>800mm,故裙座壁厚取16mm。

基础环内径：Dbi(1800216)(0.3103)1532mm 基础环外径：Dbo(1800216)(0.3103)2132mm 圆整： Dbi1600mm Dbo2200mm

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基础环厚度考虑到腐蚀余量18mm，考虑到再沸器裙座高度取D=3000mm,一般每隔10～20层塔板设一人孔(安装，检修用)，本塔31块板，需设置3个人孔，人孔直径为800mm。 4.5封头[6]

封头分为椭圆形封头，碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1800mm，查的曲面高度hl450mm，直边高度h040mm，内表面积F封3.73m2，容积V封0.866m3。选用封头DN1800×6，JB 11。 4.6吊柱[6]

对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱，因设计塔径D=1800mm，可选吊柱500kg。s=1000mm,L=3400mm,H=1000mm。材料为A3。 4.7塔总体高度的设计

取塔顶高度为1200mm,塔底高度为1400mm 即：

HH有HBH裙H封H顶H人11.61.430.491.20.8320.09m

5精馏塔设计结果汇总表

表11 筛板塔设计计算结果汇总

参数符号 T m (℃)

参数名称 平均温度 平均压力 液相平均摩尔质量 气相平均摩尔质量 液相平均密度 液体平均表面张力 液体平均粘度

精馏段 82.399 110.55 81.87 80.25 814.7 21.61 0.301

提馏段 96.792 121.75 87.84 86.97 808.2 21.21 0.269

p0kpa

MLMkg/kmol MVMkg/kmol

LM (kg/m3)

MmN/m mmpas

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Vs(m3/s) Ls (m3/s) N D(m) H T(m) δ (m) l W (m) h W (m) 参数符号

hl (m)

h OW (m) h O (m) W d (m) W s (m) W c (m)

A2a (m)

A T (m2) A O(m2) d O(m) T(m) N Φ(%) u(m/s) u O(m/s) K H c(m液柱)

气相流量 液相流量 实际塔板数 塔径 板间距 板厚 溢流形式 降液管形式 堰长 堰高 参数名称 板上液层高度 堰上液层高度 降液管底隙高度降液管宽度 安定区宽度 边缘区高度 有效传质面积 塔横截面积 筛孔面积 筛孔直径 孔中心距 筛孔数目 开孔率 空塔气速 安全系数 筛孔气速 稳定系数 干板阻力

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1.6687 1.5763 0.0042 0.0090 14 17 1.8 1.8 0.40 0.40 0.003 0.003 单溢流 单溢流 弓形 弓形 1.17 1.35 0.0444 0.034 精馏段 提馏段 0.06 0.06 0.0156 0.0260 0.0359 0.0667 0.234 0.136 0.065 0.065 0.035 0.035 1. 2.12 2.

2. 0.1398 0.1569 0.005 0.005 0.015 0.0175 9702 7995 7.4 7.4 0.866 0.769 0.7 0.7 11.73 10.04 2.07 1.81 0.0449

0.0367

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H l(m液柱)

液体有效阻力Hl 液体表面张力阻力

总阻力 每层塔板压降 停留时间 液沫夹带量 漏液

0.0372 0.0022 0.0843 673 17.42 0.0074 合格

0.0367 0.0021 0.0367 602 13.55 0.0072 合格

H(m液柱)

H p(m液柱) P(Pa) τ (s)

ev(kg液/kg干气)

6 设计总结

化工原理课程设计历时三周，是我学习化工原理以来第一次的工业设计。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形，要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。在设计过程中不仅要考虑科学性、可行性，还要考虑经济性和合理性。

通过本次课程设计，我的学习能力得以加强，包括： 1.查阅资料，选用公式和搜集数据的能力。

2.树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。

3.分析和解决工程实际问题的能力

除此之外，我还了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法。同时，通过课程设计，还使我树立了正确的设计思想，培养了实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风以及严谨求实的科学作风。

我还要感谢魏老师对我的教导与帮助，感谢同组同学们的相互支持。 限于我的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。 参考文献

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[1]马江权.冷一欣.化工原理课程设计. 北京：中国石化出版社,2014.5. [2]夏清,贾绍义.化工原理(下册).[M] 天津：天津大学出版社,2015.1.

[3]孙晓明.AutoCAD2010中文版应用教程工程制图.北京：机械工业出版社,2013.8. [4]时均,汪家鼎,余国综,等.化工工程手册[M].北京：化学工业出版社，1996. [5]夏清,贾绍义.化工原理(上册).天津：天津大学出版社，2005.1. [6]潘红良,过程设备机械基础[M].华东理工大学出版社,2005.

[7]华南化工学院化工原理教研组,化工过程及设备手册[M].华南化工学院出版社,1986.

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致 谢

此次化工原理设计过程中，我们的收获很大。在大量反复运算和查阅文献的过程中，增强我们的逻辑与运算能力。不断的演算核对练就了我们的耐心，同时加深了对课本所学知识的理解，体会到了学以致用的快乐，解决了在以往学习化工原理时的诸多疑点，并且了解了自己在学习当中的不足，在学习方式上的欠缺，通过这次课程设计，让我们明白了该学什么，该做什么。

在今后的学习和生活中我们一定要掌握好理论知识，要把书中的知识掌握好，掌握透。有什么不懂的地方一定要问老师，不仅要知道是什么，还要知道为什么，并且要通过不断的学习把学到的知识运用到我们的生活中，这样才能达到我们学习的目的，满足我们学校的要求“务实创新，学以致用”

最后感谢在这次设计任务中给予我们的指导的魏老师还有同学们在化工原理课程设计过程中给的帮助和指正，才使得此次设计工作成功。

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答 辩 记 录 与 综 合 成 绩 评 定 表

答辩记录： 记录人： 年 月 日 成绩评定： 学 号 2014210023 姓 名 谭婧芳 论文成绩 40% 图纸成绩 20% 答辩成绩 40% 总评成绩 指导教师： 年 月 日

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