苯_甲苯混合液筛板精馏塔设计

荆楚理工学院

课程设计成果

学院： 班级： 学生姓名： 学号： 设计地点（单位）： 教学楼A栋 设计题目： 苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计 完成日期： 年 月 日

指导教师评语：

成绩(五级记分制)： 教师签名：

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目录

一 序言............................................................ 3 二 板式精馏塔设计任务书............................................ 4 三 设计计算........................................................ 7

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 .............................. 7 3.2 精馏塔的物料衡算 ........................................... 10 3.3 塔板数的确定 ............................................... 10 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ....................... 15 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ................................... 20 3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 ..................................... 22 3.7 筛板的流体力学验算 ......................................... 25 3.8 塔板负荷性能图 ............................................. 30 四 设计结果一览表................................................. 38 五 板式塔的结构与附属设备......................................... 40

5.1 接管 ....................................................... 40 5.2 冷凝器 ..................................................... 42 5.3 再沸器 ..................................................... 43 5.4 板式塔结构 ................................................. 45 5.5 加料泵 ..................................... 错误！未定义书签。 5.6 高位槽 ..................................................... 46 5.7 贮槽 ....................................................... 47 六 参考书目....................................................... 48 七 设计心得体会................................................... 49 八 附录........................................................... 50

附录一 板式塔结构简图 .......................................... 50 附录二 带控制点的工艺流程图 .................................... 50

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一 序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯——甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。设计良好的筛板塔具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

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二 板式精馏塔设计任务书

设计题目：苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计

学生姓名 课程名称 地 点 一、设计任务 完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。 二、设计内容 1.工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件 a.加料方式 b.加料状态 c.塔顶蒸汽冷凝方式 d.塔釜加热方式 e.塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 设计内容及要求 （2）精馏工艺计算： a.物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，确定适宜回流比。 c.精馏塔实际塔板数 确定全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板位置。 2.精馏塔设备设计 (1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板塔。 (2)塔板结构设计和流体力学计算 (3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 化工原理课程设计 专业班级 起止时间 学习好帮手

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*接管规格： 根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。 *全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。 3.附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。 大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 (2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型 对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。 (4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。 4.编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图。 5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源； 每项设计结束后,列出计算结果明细表； 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。 原始数据： 年处理量：70000吨 设计 料液初温：35℃ 参料液浓度：50%（苯质量分率） 数 塔顶产品浓度：98%（苯质量分率） 学习好帮手

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塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：筛板塔 第一天：根据课程设计任务书查阅相关资料。 第二天：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。 第三天：确定塔径、塔高等工艺尺寸。 进度 第五天：进行流体力学验算 要第六天：绘制负荷性能图，编写工艺计算结果。 求 第七天：进行塔附件设计 第八天：进行附属设备设计及选型 第九天：绘制带控制点工艺流程图，整理设计说明书 第十天：答辩 参[1]马江权等.化工原理课程设计[M].北京：中国石化出版社，2009 考[2]陈英南.常用化工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，1993 资[3]谭天恩.化工原理(第二版)下册.北京：化学工业出版社，1998 料 其它 第四天：进行塔板设计。 本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，说一份由负责教师留用。 明 若填写内容较多可另纸附后。 一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。 教研室主任： 指导教师：

2013年 11 月 18日

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三 设计计算

3.1 设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

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。 筛板塔的缺点是：

(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 (２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３) 小孔筛板容易堵塞。

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数据搜集：

表1 苯和甲苯的物理性质

项目 苯A 甲苯B 分子式 C6H6 C6H5—CH3 分子量M 78.11 92.13 沸点（℃） 80.1 110.6 临界温度t（℃） C288.5 318.57 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度(℃) 80.1 101.33 40.0 85 116.9 46.0 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3 100 179.2 74.3 105 204.2 240.0 86.0 表3 苯和甲苯的液相密度 温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 80 815 810 90 803.9 800.2 100 792.5 790.3 110 780.3 780.3 120 768.9 770.0 110.6 PA,kPa PB，kPa 00表4 液体表面张力 温度 苯，mN/m 甲苯，mN/m 80 21.27 21.69 90 20.06 20.59 100 18.85 19.94 110 17.66 18.41 120 16.49 17.31 表5 液体粘度L

温度(℃) 80 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 120 0.215 0.228 苯（mPa·s） 0.308 甲苯（mPa·s） 0.311 表6 苯—甲苯物系在总压101.3kPa下的tx(y)关系 t/℃ x y 80.1 1 1 84 0.816 0.919 88 0.651 0.825 92 0.504 0.717 96 0.373 0.594 100 0.256 0.455 104 0.152 0.300 108 0.057 0.125 110.6 0 0 表7 常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度t ℃ 110.56 液相中苯的摩尔分率 x 0.00 气相中苯的摩尔分率 y 0.00 学习好帮手

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109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0 学习好帮手

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3.2 精馏塔的物料衡算

(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1 甲苯的摩尔质量 MB92.13kgkmol1

0.5/78.110.541

0.5/78.110.5/92.130.98/78.11xD0.983

0.98/78.110.02/92.130.02/78.11xW0.0235

0.02/78.110.98/92.13xF(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.578.110.592.1385.12kgkmol1

MD0.9878.11(10.98)92.1378.39kgkmol1 MW（1-0.98）78.110.9892.1391.85kgkmol1

(3) 物料衡算 原料处理量 F70000000103.83kmolh1

85.1233024总物料衡算 DW103.83

苯物料衡算 0.983D0.0235W103.830.541 联立解得 D56.00kmolh1 W47.83kmolh1

3.3 塔板数的确定

(1) 理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数

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① 求最小回流比及操作回流比

查得苯—甲苯物系的气、液平衡数据（表6），绘出tx(y)图，

采用作图法求最小回流比。泡点进料q1，在tx(y)图中对角线上，自点

f(0.541,0.541)作垂线fe即为进料线(q线)，该线于平衡线的交点坐标为：

e(0.541，0.7442)， 故最小回流比为：RminxDye0.9830.74421.175

yexe0.74420.541故操作回流比为：R2Rmin21.1752.35 ② 求精馏塔的气、液相负荷

LRD2.3556.00131.60kmolh V1(R1)D(2.351)56.00187.60kmolh1

1 LLqF131.60103.83235.43kmolh VV(q1)F187.60kmolh

1③ 求操作线方程

精馏段操作线方程为：yn1

RxDxn0.701xn0.293

R1R1 学习好帮手

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提馏段操作线方程为：ym1

④ 逐板计算法求理论板层数 又根据 （Rmin）q1WxWLxmVV1.255xm0.00599

xD1(1xD) ， 可解得 2.469

1x1xFF相平衡方程yx2.469x，即 y，

1(1)x11.469x变形得xy，

2.4691.469y精馏段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，

y1xD0.983， x1y10.959，

2.4691.469y1y20.918，

2.4691.469y2y30.857，

2.4691.469y3y40.773，

2.4691.469y4y50.672，

2.4691.469y5y60.568，

2.4691.469y6y70.475，

2.4691.469y7y20.701x10.2930.965，x2y30.701x20.2930.937，x3y40.701x30.2930.894，x4y50.701x40.2930.835，x5y60.701x50.2930.764，x6y70.701x60.2930.691，x7

提馏段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，

y81.255x70.005990.591， x8y80.369，

2.4691.469y8 学习好帮手

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y91.255x80.005990.457， x9y90.254，

2.4691.469y9y100.156，

2.4691.469y10y110.086，

2.4691.469y11y120.044，

2.4691.469y12y130.021，

2.4691.469y13y101.255x90.005990.313，x10y111.255x100.005990.189，x11y121.255x110.005990.103，x12y131.255x120.005990.050，x13因此，理论板数为NT13（包括再沸器），进料板位置为第七层板， (2) 实际板层数的求取

板效率可用奥康奈尔公式ET0.49(L)0.245计算， 式中 ——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； L——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas， ① 平均温度

利用表7中数据和xF，xD，xW，由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW,

tF：

91.490.11t91.4， tF90.34℃ F50.055.054.15080.6680.21t80.66， tD80.37℃ D97.099.098.397

tD：

t109.91109.91108.79W，tW109.15℃

132.35190.3480.3785.36℃ 精馏段平均温度：t1290.34109.1599.74℃ 提馏段平均温度：t22tW：

② 组成

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精馏段： 液相组成x1：

气相组成y1：提馏段： 液相组成x2：

气相组成y2：

③ 相对挥发度

精馏段挥发度：由xA0.7538，yA0.8871得xB0.2462，yB0.1129 所以 yAxB0.88710.24622.566， yBxA0.11290.753885.4485.36x175.0， x10.7538 85.4484.4080.075.085.4485.36y188.5， y10.8871 85.4484.4091.288.5100.7599.74x20， x20.2264 2100.7598.842520100.7599.74y237.2， y20.4090 100.7598.8444.237.20.2264，y0.4090得x0.7736，y0.5910 提馏段挥发度：由xAABB所以 ④ 粘度

y0.40900.7736AxBy0.59100.2264BxA2.365，

精馏段，t185.36℃，查手册得， 苯： A0.3033mPas 甲苯：B0.3058mPas 故

1AxABxB0.30330.75380.30580.24620.3039mPas提馏段，t299.74℃，查手册得，

0.2683mPas A0.2633mPas，B故

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20.2672mPasAxABxB0.26330.22640.26830.7736

⑤ 板效率

精馏段，ET0.49(1)0.2450.49(2.5660.3039)0.2450.52， 提馏段，ET0.49(2)0.2450.49(2.3650.2672)0.2450.55， ⑥ 实际板层数

精馏段实际板层数 N精6提馏段实际板层数 N提60.520.5511.5412， 10.9111，

故全塔所需实际塔板数：NPN精N提121123， 全塔效率：ETNT1310.52, NP23加料板位置为第13块板。

3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

(1) 操作压力计算

塔顶操作压力 pD101.34105.3kPa 每层塔板压降 p0.7kPa

进料板压力 pF105.30.712113.7kPa 塔底操作压力 pW105.30.723121.4kPa 精馏段平均压力 pm(105.3113.7)2109.5kPa

(113.7121.4)2117.55kPa 提馏段平均压力 pm(2) 平均摩尔质量计算

① 塔顶平均摩尔质量计算：

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由x10.959，y10.983 可得

ML,Dm0.95978.11(10.959)92.1378.68kgkmol1 MV,Dm0.98378.11(10.983)92.1378.35kgkmol1 ② 进料板平均摩尔质量计算 ：

由理论板计算，得xF0.475，yF0.691，

ML,Fm0.47578.11(10.475)92.1383.63kgkmol1 MV,Fm0.69178.11(10.691)92.1382.44kgkmol1 ③ 塔釜平均摩尔质量计算：

由理论板计算，得xW0.021，yW0.050，

ML,Wm0.02178.11(10.021)92.1391.84kgkmol1 MV,Wm0.05078.11(10.050)92.1391.43kgkmol1

④ 精馏段平均摩尔质量

MLmMVm78.6883.6381.16kgkmol1

278.3582.4480.40kgkmol1

2⑤ 提馏段平均摩尔质量

mMLmMV83.6391.8487.74kgkmol1

282.4491.4386.94kgkmol1

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(3) 平均密度计算

① 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，

精馏段VmpmMVmRTmMVmpmRTm109.580.402.95kgm3

8.314(85.36273.15)117.5586.943.30kgm3

8.314(99.74273.15)1aAaB

m提馏段V② 液相平均密度计算

LmLALB塔顶：

aAx10.959，aB0.041

由tD80.37℃，查手册，得

A814.82kgm3， B811.19kgm3，

则

1L,Dm0.9590.041814.82811.19，

L,Dm814.70kgm3

进料板：

aAxF0.541，aB0.459

由tF90.34℃，查手册，得

A803.67kgm3， B801.18kgm3，

则

1L,Fm0.5410.459803.67801.18，

L,Fm802.51kgm3

塔釜：

aAx130.021，aB0.979 由tF109.15℃，查手册，得

A781.94kgm3， B781.78kgm3，

则

1L,Wm0.0210.979781.94781.78，

L,Wm781.78kgm3

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精馏段Lmm提馏段L814.70802.51808.61kgm3

2802.51781.78792.15kgm3

2(4) 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即：

Lm塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD80.37℃，查手册，得

i1nxii

A21.08mNm1，B21.53mNm1 L,Dm0.95921.080.04121.5321.10mNm1

进料板液相平均表面张力的计算： 由tF90.34℃，查手册，得

A19.83mNm1，B20.41mNm1

L,Fm0.54119.830.45920.4120.10mNm1

塔釜液相平均表面张力的计算： 由tW109.15℃，查手册，得

A17.55mNm1，B18.34mNm1

L,Wm0.02117.550.97918.3418.32mNm1

精馏段液相平均表面张力为：

Lm21.1020.1020.60mNm1

220.1018.3219.21mNm1

2提馏段液相平均表面张力为：

Lm 学习好帮手

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(5) 液体平均粘度计算

液相平均黏度依下式计算，即：

lgLmxilgi塔顶液相平均粘度的计算： 由tD80.37℃，查手册，得

A0.319mPas，B0.320mPas，

lgL,Dm0.959lg0.3190.041lg0.320，

得L,Dm0.319mPas， 进料板液相平均粘度的计算： 由tF90.34℃，查手册，得

A0.289mPas，B0.292mPas，

lgL,Fm0.541lg0.2890.459lg0.292，

得L,Fm0.290mPas， 塔釜液相平均粘度的计算： 由tW109.15℃，查手册，得

A0.241mPas，B0.246mPas，

lgL,Dm0.021lg0.2410.979lg0.024，

得L,Dm0.246mPas， 精馏段液相平均粘度为：

Lm0.3190.2900.305mPS，

20.2900.2460.268mPS

2提馏段液相平均粘度为：

Lm 学习好帮手

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3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1) 塔径的计算

对于精馏过程，由于精馏段和提提馏段的气、液相符合及物性数据不同，故设计中两段的塔径应分别计算。

（一）精馏段

精馏段的气、液相体积流率为：

VSVMVm3600VmLMLm3600Lm187.680.401.42m3s1

36002.95131.681.160.0037m3s1

3600808.61LS由umaxCLV V0.2式中C由式CC20L计算，其中C20由史密斯关系图查取，图的横坐标为：

20LLhVhV120.00373600808.611.4236002.95120.0431

取板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.06m，则：

HThL0.40.060.34m

查史密斯关系图得C200.078

C0.078L20umaxC0.220.600.078200.07850.20.0785

LVV808.612.951.297ms1

2.95取安全系数为0.7，则空塔气数为：

u0.7umax0.71.2970.908ms1

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D4Vsu41.423.140.9081.411m

（二）提馏段

提馏段的气、液相体积流率为：

mVMVVSm3600VLSmLMLm3600L187.686.941.37m3s1

36003.30235.4387.740.0072m3s1

3600792.150.40m，板上液层高度hL0.06m，则： 取板间距HThL0.40.060.34m HT史密斯关系图横坐标为：

LLhVhV120.00723600792.151.3736003.30120.081

0.072 查史密斯关系图得C20C0.072L200.219.210.072200.20.0714

umaxCVLV0.0714792.153.301.104ms1

3.30取安全系数为0.7，则空塔气数为：

u0.7umax0.71.1040.773ms1

D4Vsu41.373.140.7731.503m

综上，按标准塔径圆整后为D1.6m，

塔截面积为：AT0.785D20.7851.622.01m2 精馏段空塔气数u提馏段空塔气数uVsATAT1.422.012.010.706ms1 0.682ms1

Vs1.37 学习好帮手

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(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(121)0.44.4m 提馏段有效高度为：Z提（N提1）HT(111)0.44m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：

ZZ精Z提0.84.440.89.2m

3.6 塔板主要工艺尺寸的计算

（一）精馏段

(1) 溢流装置的计算

因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： ① 堰长lw：

取lw0.66D0.661.61.06m。 ② 溢流堰高度hw：

由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how由式

howLh32.84El计算， 1000W232近似取E1，则how2.840.00373600110001.060.015m

取板上清液层高度hL0.06m，

故hwhLhow0.060.0150.045m。 ③ 弓形降液管宽度Wd和截面积Af： 由

lwD0.66，查弓形降液管参数图，得

AfAT0.0722，

WdD0.124，

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则Wf0.07222.010.145m，

Wd0.1241.60.198m

验算液体在降液管中停留时间：

3600AfHTLh36000.1450.415.68s5s0.00373600

故降液管设计合理。 ④ 降液管底隙高度h0：

取降液管底隙高度u00.1ms1，则

h0Lh0.003736000.034m

3600lwu036001.060.1hwh00.0450.0340.011m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

0.05m 选用凹形受液盘，深度hw(2) 塔板布置

① 塔板的分块。因D1.6m，故塔板采用分块式。塔板分为4块。 ② 边缘区宽度确定：

取WsWs0.065m，Wc0.035m ③ 开孔区面积计算。开孔区面积按式

Aa其中 xD 故

Aa2(0.537R2x222xRxsin1计算

180R2(WdWs)0.8(0.1980.065)0.537m

RD2Wc0.80.0350.765m

0.76520.53723.140.5370.7652sin1)1.50m21800.765

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④ 筛孔计算及其排列

由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：

t3d03515mm

筛孔数目n为：

n开孔率为：

1.155Aa1.1551.507700个 22t0.015A0d0.00520.907(0)20.907()10.1% Aat0.015气体通过筛孔的气速为：

u0VsVs1.429.37ms-1A0Aa0.1011.50

（二）提馏段

（1） 溢流装置的计算

0.75D0.751.61.2m。 ：取lw① 堰长lw： ② 溢流堰高度hwhow2.840.00723600110001.2230.022m

0.06m， 取板上清液层高度hLhLhow0.060.0220.038m。 故hw③ 弓形降液管宽度Wd和截面积Af：

l由wD0.75，查弓形降液管参数图，得

AfAT0.125，

Wd0.28， D则Af0.1252.010.251m，Wd0.1751.60.28m

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验算液体在降液管中停留时间：

3600AfHTLh36000.2510.413.94s5s0.00723600

故降液管设计合理。

： ④ 降液管底隙高度h00.2ms1，则 取降液管底隙流速u0h0Lh0.007236000.030m u03600lw36001.20.2h00.0380.0300.007m0.006m hw故降液管底隙高度设计合理。

0.05m 选用凹形受液盘，深度hw(2) 塔板布置

塔板布置与精馏段相同， 气体通过筛孔的气速为：

u0VsVs1.379.04ms-1A0Aa0.1011.50

3.7 筛板的流体力学验算

（一）精馏段

(1)塔板压降

u01V计算： 2gLC02① 干板阻力hc计算。干板阻力由hc由d0531.67，查干筛孔的流量系数图得

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C00.772，

故hc1V2gLu0C0212.959.3729.81808.610.77220.0274m

② 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hL由下式计算，即

h1hL

uaVsATAf1.420.761ms-12.010.145

F0uaVm0.7612.951.31[kg12/(sm12)]

查充气系数关联图得0.62， 故h1hL0.620.060.0372m ③ 液体表面张力的阻力h计算

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

h4L420.601030.00208m Lgd0808.619.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：

hphch1h0.02740.03720.002080.067m

气体通过每层塔板的压降为：

pphpLg0.067808.619.81531.48Pa0.7Kpa

(2) 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

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(3) 液沫夹带 液沫夹带按下式计算：

eVua5.71065.71060.7613H2.5hL20.60100.402.50.06LT0.0098kg液/kg气0.1kg液/kg气3.23.2故液沫夹带量eV在允许的范围内。 (4) 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0.min可由以下公式计算：

u0.min4.4C00.00560.13hLhL/V4.40.772(0.00560.130.060.00208)814.70/2.95 6.01ms1实际气速u09.37m/su0.min 稳定系数为Ku0u0,min9.376.011.561.5

故在本设计中无明显漏液。 (5) 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即：

Hd(HThw)

苯—甲苯物系属一般物系，取0.5，则：

(HThw)0.5(0.400.045)0.2225m而 HdhphLhd

塔板不设进口堰，hd可由下式计算，即：

lshd0.153lhw02

20.1530.120.00153m0.153u0

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Hd0.0670.060.001530.129

Hd(HThw)，故在本设计中不会发生液泛现象。

（二）提馏段

(1)塔板压降

计算。C00.772， ① 干板阻力hcu01hcVC2gL0213.309.0429.81792.150.77220.0291m

② 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hL由下式计算，即

 h1hLuaVsATAf1.370.779ms-12.010.251

Vm0.779F0ua3.301.42[kg12/(sm12)]

查充气系数关联图得0.60，

hL0.600.060.036m 故h1计算 ③ 液体表面张力的阻力h4L419.21103h0.00198m

gd0L792.159.810.005h1h0.02910.0360.001980.067m hhcppphpLg0.067792.159.81520.66Pa0.7Kpa

(2) 液面落差

本设计可忽略液面落差的影响。

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(3) 液沫夹带

ua5.71060.7793H2.5h19.21100.402.50.06LT0.011kg液/kg气0.1kg液/kg气5.7106L3.23.2eV

在允许的范围内。 故液沫夹带量eV(4) 漏液

.min4.4C0u00.0056hL/V0.13hL4.40.772(0.00560.130.060.00198)792.15/3.30 5.62ms19.04m/su0.min 实际气速u0稳定系数为Ku09.041.611.5 u0,min5.62故在本设计中无明显漏液。 (5) 液泛

(HThw)为防止液泛，降液管内液层高Hd

)0.5(0.400.038)0.219m取0.5，则：(HThw

ls0.153hdlhw020.153u020.1530.220.0061m

0.0670.060.00610.133Hd

(HThw)故在本设计中不会发生液泛现象。 Hd，

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3.8 塔板负荷性能图

（一）精馏段

(1) 漏液线 由u0，minVs,minA04.4C0(0.00560.13(hwhow)h)L/V2

h hLhwhow ， A0Aa，ow

Vs0,minLh32.84E得： 1000lw2Lh32.84h4.4C0A00.00560.13hwEL/Vl1000w4.40.7720.1011.5022.84808.613600Ls310.002080.00560.130.04510002.951.06

0.5152.56822.866LS23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

漏液线计算结果

LS/(m3/s) VS/(m3/s) 0.0020 0.882 0.0030 0.898 0.0040 0.913 0.0050 0.921 由上表数据即可作出漏液线1。 (2)液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下： 由 eV5.7106LuaHhfT233.2howLh2.84E1000lw2

222.843600Ls310.642Ls310001.06

2/3hf2.5hL2.5(hwhow)2.5(0.0450.642Ls0.11251.605Ls3)

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HThf0.4（0.11251.605Ls3）0.28751.605Ls uaVsATAf6223

Vs0.536Vs2.010.145

ev

2整理得 Vs3.37918.865Ls3

0.536Vs5.7103.2()0.12320.60100.28751.605Ls3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

液沫夹带线计算结果

LS/(m3/s) VS/(m3/s) 0.0020 3.079 0.0030 2.987 0.0040 2.904 0.0050 2.827 由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。

how2.843600Ls110001.06230.642Ls230.006

Ls,min0.000903m3s1

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4) 液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限， AfHTLs0.1450.44

Ls故Ls,min0.0145m3s1

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

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(5) 液泛线 令Hd(HThw)

由HdhphLhdhch1hhLhd

h1hL

联立解得HT(1)hw(1)howhchhd

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：

hL hwhowaVs2bcLs2a 112.950.0136229.810.1011.500.772808.6111.2gA0C02dLs3其中：

V.L2bHT(1)hw0.50.4(0.50.621)0.0450.150 c0.153(lwh0)20.153(1.060.034)2117.79

23d2.84102.841033600E(1)lw336001(10.62)1.062s231.0402s

将有关的数据代入整理，得0.0136V0.150117.79L1.040Ls3

2在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表，

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液泛线计算结果

LS/(m3/s) VS/(m3/s) 0.0020 3.127 0.0030 3.060 0.0040 2.994 0.0050 2.930 由上表即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如下图：

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：

33 Vs,min0.886ms Vs,max2.664ms

故操作弹性为：

Vs,maxVs,min2.6640.8863.01

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（二）提馏段

(1) 漏液线

23L2.84hhL/V4.4C0A00.00560.13hwE1000lw4.40.7720.1011.5022.84792.153600Ls310.001980.00560.130.03810003.301.2Vs0,min

0.5152.21220.078LS23漏液线计算结果

/(m3/s) LSVS/(m3/s) 0.0055 0.868 0.0065 0.879 0.0075 0.889 0.0085 0.899 由上表数据即可作出漏液线1。 (2)液沫夹带线

由 eV5.710L6uaHhfT233.2howLh2.84E1000lw2

222.843600Ls3310.591Ls10001.2

2.5(hwhow)2.5(0.0380.591Ls2/3)hf2.5hL0.0951.478Ls322 HT3）0.3051.478Ls3 hf0.4（0.0951.478LsVsATAfVs0.569Vs2.010.251 ua

23 整理得 Vs3.30216.001Ls0.569Vs5.7106ev()3.20.12319.211030.3051.478Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

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液沫夹带线计算结果

/(m3/s) LSVS/(m3/s) 0.0055 2.803 0.0065 2.745 0.0075 2.689 0.0085 2.636 由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。

how2.843600Ls110001.20230.591Ls230.006

,min0.00102m3s1 Ls据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4) 液相负荷上限线

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限， AfHTLs0.2510.45

Ls,min0.020m3s1说 故Ls据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (5) 液泛线

(HThw) 令Hdhhch1hhLhd 由HdphLhdh1hL

(1)hw(1)howhchhd 联立解得HT

hwhowhL 学习好帮手

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，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得： 忽略ha'Vs22d'Ls3b'c'Ls

2其中：

a'

11.2gA0C02V.L113.030.0143229.81792.150.1011.500.772

b'HT(1)hw

0.50.4(0.50.601)0.0380.158c'0.153h0)2(lw3

0.153(1.20.03)2118.06

23d'2.8410

3600E(1)lw2.8410336001(10.60)1.2230.945

20.945Ls3 将有关的数据代入整理，得0.0143Vs20.158118.06Ls在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

液泛线计算结果

2LS/(m3/s) VS/(m3/s) 0.0055 2.956 0.0065 2.898 0.0075 2.838 0.0085 2.775 由上表即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如下图：

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在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得：

33 Vs,min0.845ms Vs,max2.505ms

故操作弹性为：

Vs,maxVs,min2.5050.8452.96

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四 设计结果一览表

项目 平均温度 平均压力 平均流量 气相 液相 符号 tm 单位 ℃ 计算数据 精馏段 85.36 109.5 1.42 0.0037 12 0.40 1.6 4.4 0.706 提留段 99.74 117.55 2.02 0.0072 11 0.40 1.6 4.0 0.682 pm VS Ls NkPa m3s1 m3s1 实际塔板数 板间距 塔径 塔的有效高度 空塔气速 塔板液流形式 降液管型式 堰长 堰上液层高度 板上液层高度 堰高 降液管宽度 液体在降液管中停留时间 降液管底隙高度 安定区宽度 边缘区宽度 开孔区面积 孔径 孔数 孔间距 块 m m m ms1 HT D Z u lw how hL m m m m m s 单流型 弓形 1.06 0.015 0.06 0.045 0.198 15.68 0.034 0.065 0.065 1.50 5.0 7700 15 1.2 0.022 0.06 0.038 0.280 13.94 0.030 0.035 0.035 1.50 5.0 7700 15 hw Wd  h0 Ws Wc m m m Aa d0 n t m2 mm 个 mm 学习好帮手

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开孔面积 筛孔气速 塔板压降 降液管内清液层高度 稳定系数 负荷上限 负荷下限 雾沫夹带 气相负荷 气相负荷 操作弹性

A0 m2 ms1 kPa 0.15 9.34 0.531 0.129 1.56 雾沫夹带控制 漏液控制 0.0098 2.664 0.886 3.01 0.15 9.04 0.521 0.133 1.61 雾沫夹带控制 漏液控制 0.011 2.505 0.846 2.96 u0 pP Hd K m kg液/kg气 m3s1 m3s1 eV Vs,max Vs,min 学习好帮手

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五 板式塔的结构与附属设备

5.1 接管

(1) 进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。

F103.83kmolh1，MF85.12kgkmol1，L,Fm802.51kgm3

体积流量VF管内流速uFFMFL,Fm103.8385.1211.01m3h1

802.511.6ms1，则管径

d4VF/3600uF411.01/36000.0493m49.3mm3.141.6查表取 573.5mm (2) 回流管

采用直管回流管,回流管的回流量D56.00kmolh1

MD78.39kgkmol1，L,Dm814.70kgm3

体积流量VD管内流速uRDMDL,Dm56.0078.395.39m3h1

814.701.6ms1，则管径

d4VD/3600uR45.39/36000.0345m34.5mm3.141.6查表取 453mm

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(3) 塔釜出料管

W47.83kmolh1，MW91.85kgkmol1，L,Wm781.78kgm3

体积流量VW管内流速uWWMWL,Wm47.8391.855.62m3h1

781.781.6ms1，则管径

45.62/36000.0353m35.3mm3.141.6d4VW/3600uW查表取 453mm

(4) 塔顶蒸汽出料管

V187.60kmolh1，MV,Dm78.35kgkmol1，

V,DmpDMV,DmRTD105.378.352.81kgm38.314(80.37273.15)

体积流量VVVMV,DmV,Dm187.6078.355030.77m3h1

2.811管内气速u20ms，则管径

d4VV/3600u45030.77/36003.14200.298m298mm查表取 35610mm (5) 塔釜进气管

V187.60kmolh1，MV,Wm91.43kgkmol1，

V,WmpWMV,WmRTW121.491.433.48kgm38.314(109.15273.15)

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体积流量VWVMV,WmV,W1m187.6091.434928.81m3h1

3.48管内气速u20ms，则管径

d4VW/3600u44928.81/36003.14200.295m295mm查表取 35610mm

5.2 冷凝器

(1) 热负荷QC

塔顶温度tD80.37℃， 查该温度下汽化潜热

r苯3.0787104kJkmol1

41r3.551810kJkmol甲苯平均汽化潜热为：

r0.98330787(10.983)3551830867kJkmol1QCVr187.6030867kJh11608.51kW

(2) 冷却水用量qm2

已知冷凝水t130℃，取出口温度t245℃， 水的比热容Cp4.18kJ(kg℃)

qm2QC1608.5125.65kgs1 Cpt4.18(4530)(3) 总传热系数K

取传热系数K800w(m-2℃)

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(4) 泡点回流时的平均温差tm

t1t2(80.3730)(80.3745)33.47℃

t180.3730lnlnt280.3745tm(5) 换热面积A

1608.5110360.07m280033.47

传热面积AQC/Ktm(6) 冷凝器选型

查《化工原理上册》书附录十九选固定管板式换热器的规格如下： 公称直径D500mm，公称压力p1.6MPa，管程数N2， 管数n256，中心排管数18，管程流通面积0.0226m2， 计算换热面积A67.2m2，管长L4500mm， 管子排列方式：正三角形

5.3 再沸器

(1) 热负荷QB

塔釜温度tW109.15℃，

r苯2.9052104kJkmol1

41r3.345210kJkmol甲苯r0.023529052(10.0235)3345233349kJkmol1QBVr187.6033349kJh11738.85kW

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(2) 加热蒸汽用量qm1

选用2.5kgf/cm2(表压)，即0.25MPa的饱和蒸汽加热， 温度为T138.8℃，r2152kJkg-1

qm1QB1738.850.808kgs1 r2152考虑10%的热损失，qm11.10.8080.889kgs1 (3) 平均温差tm

tmTtW138.8109.1529.68℃

(4) 总传热系数K

取传热系数K900w(m-2℃) (5) 换热面积A

1738.8510365.10m290029.68

传热面积AQB/Ktm考虑10%的热损失，A1.165.1071.61m2 (6) 再沸器选型

查《化工原理上册》书附录十九选固定管板式换热器的规格如下： 公称直径D450mm，公称压力p1.0MPa，管程数N2， 管数n220，中心排管数16，管程流通面积0.0194m2， 计算换热面积A77.5m2，管长L6000mm， 管子排列方式：正三角形

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5.4 板式塔结构

(1) 封头

本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN1600mm，查得曲面高度

h1400mm，直边高度h040mm，内表面积F封2.97m2，容积

V封0.617m3。选用封头DN16006，JB1154。 (2) 裙座

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，为了支座方便，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(1600216)0.31031332mm 基础环外径：Dbo(1600216)0.31031932mm 裙座高度H裙1.3D1.31.62.08m (3) 人孔

一般每隔10~20层塔板设一人孔。本塔中共23块板，设置3个人孔，塔顶和塔底一个，中部一个，人孔直径为450mm，人孔处的板间距为600mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。 (4) 塔顶空间

塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取1.0m。 (5) 塔底空间

塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。

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①塔底驻液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。本塔取1.5m。 (6) 塔高

H1HTN1(0.60.4)0.4220.29.0m

HH1H裙H底H顶H封9.02.081.510.4414.02m5.5 加料泵

进料口离水平面距离：

h22130.4(0.60.4)10.81.56.1mm

加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）， 则体积流量：

VF功率：

FL,Fm70000000888.11m3h1

33024802.51pShMg6.18838.3889.8136001175W1.175kW查

《化工原理》附录十七，选IS10080125型离心泵，其参数为 流量qV100m3h-1,扬程H20m,效率78%，

N轴7Kw,NPSH4.5m

5.6 高位槽

高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积， 8小时原料处理量VFL,Fm70000000888.11m3

33024802.513故V高位槽1.1V1.188.1197m

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5.7 贮槽

贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定：

7000000010天原料处理量F102121212kg

330L,Fm802.51kgm3F 21212122643m3802.51

故V贮槽

L,Fm

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六 参考书目

[1]张新战•化工单元过程及操作•北京：化学工业出版社，1998

[2]谭天恩,窦梅•化工原理（第四版上下册）•北京：化学工业出版社，2013 [3]柴诚敬,刘国维•化工原理课程设计•天津：天津科学技术出版社，1994 [4]贾绍义,柴敬诚•化工原理课程设计•天津：天津大学出版社，2002 [5]陈均志，李雷•化工原理实验及课程设计•北京：化学工业出版社，2008 [6]马江权，冷一欣•化工原理课程设计（第二版）•北京：中国石化出版社，2013

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七 设计心得体会

本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯——甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近两周的努力，经过复杂的计算和优化，我终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题并完成分组的那一刻起我就立志要尽最大努力把它做全做好。首先，我去图书馆借阅了大量有关书籍，并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资料，我从对设计一无所知变得初晓门路，而进一步的学习和讨论使我具备了完成设计的知识和方法，这使我对设计有了极大的信心，我确定了设计方案和具体流程及设计时间表，然后就进入了正式的设计工作当中。

这次历时近两周的课程设计使我把平时所学的理论知识运用到实践中，使我对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我提供了很大的发挥空间，我积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们认识问题、分析问题、解决问题的能力。

最后，我们还要感谢王洪林老师在这次课程设计中给予我的敦促和指导工作。对于设计遇到的问题他给予了我认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我完成设计的决心。

由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处，希望老师能够批评指正。

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八 附录

附录一 板式塔结构简图 附录二 带控制点的工艺流程图

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