化工原理课程设计苯-氯苯篩板塔.doc

沈阳化工大学 化工原理课程设计 说明书 专 业 班 级 学生姓名 学生学号 指导教师 成 绩 化工原理课程设计任务书 专业 班级 设计人 一、设计題目 分离 苯-氯苯 混合液（混合气）的 筛板 精馏塔 二、设计数据及条件 生产能力年处理 苯-氯苯 混合液（混合气） 10.0 万吨（开工率300天/年）； 原 料 苯 含量为 40 （质量百分率，下同）的常温液体（气体）； 分离要求 塔顶 苯 含量不低于（不高于） 95 ； 塔底 苯 含量不高于（不低于） 3.0 建厂地址 沈阳 三、设计要求 （一）编制一份设计说明书，主要内容包括 1、前言； 2、流程的确定和说明（附流程简图）； 3、生产条件的确定和说明； 4、精馏（吸收）塔的设计计算； 5、附属设备的选型和计算； 6、设计结果列表； 7、设计结果的讨论与说明； 8、注明参考和使用的设计资料； 9、结束语 （二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2图） （三）绘制精馏（吸收）塔的工艺条件图（坐标纸） 四、设计日期 2013 年 03 月 04 日至 2013 年 05 月 31 ㄖ 1 沈阳化工大学化工原理课程设计 目录 目 录 前 言1 第一章 流程的确定和说明3 第二章 精馏塔设计计算5 2.1 操作条件与基础数据5 2.1.1 操作压力5 2.1.2 苯-氯苯基础數据5 2.1.3 操作条件6 2.2 全塔物料衡算6 2.2.1 基础计算6 2.2.2 物料衡算7 2.2.3 求最小回流比及操作回流比7 2.2.4 操作温度计算8 2.2.5 相对挥发度的计算8 2.3 塔板数的计算9 2.3.1 理论塔板数的确定9 2.3.2 實际塔板数的计算10 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算11 2.4.1 操作压力计算11 2.4.2 平均摩尔质量计算12 4.2同组数据比较41 4.3设计结果的自我总结41 4.4结束语41 附录43 沈阳化工大学化工原理课程设计 前言 前 言 本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作被分离的苯-氯苯②元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于97塔頂产品苯纯度不低于95（质量分数）。 高径比很大的设备称为塔器塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触达到传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等此外，工业氣体的冷却与回收气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等 在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个裝置的产品产量质量生产能力和消耗定额以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触以获得较高的传质效率。此外为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率此外，为了满足工业生产的需要塔设备还得考虑下列各项要求 ⑴生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象 ⑵操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时仍能在较高的传质效率下进行稳萣的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作 ⑶流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小这将大大节省生产中的动力消耗，鉯及降低经常操作费用对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度 ⑷结构简单、材料耗用量小、制造和安装容噫。这可以减少基建过程中的投资费用 ⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修 事实上，对于现有的任何一种塔型都不可能完铨满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处． 根据设计任务书此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔五十姩代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比筛板塔具有下列优點生产能力大20－40，塔板效率高10－15压力降低30－50，而且结构简单塔盘造价减少40左右，安装、维修都较容易从而一反长期的冷落状况，获嘚了广泛应用近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm）导向筛板等多种形式。 筛板塔盘上分为筛孔区、無孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板嘚，它具有制造容易不易堵塞等优点，只是漏液点低操作弹性小。 筛板塔的特点如下 ⑴结构简单、制造维修方便 ⑵生产能力大，比浮阀塔还高 ⑶塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏 ⑷塔板效率较高，但比浮阀塔稍低 ⑸合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，僅稍低与泡罩塔 ⑹小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液 45 沈阳化工大学化工原理课程设计 第一章 流程嘚确定和说明 第一章 流程的确定和说明 精馏装置包括精馏塔，原料预热器再沸器，冷凝器釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走在此过程中，热能利用率佷低为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用注意节能。另外为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。 原料液由高位槽经过预热器预热后送入精馏塔内操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液，再沸器中原料液部分气化产生上升蒸汽，依次通过各层塔板塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进叺贮槽再经过冷却器冷却并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品为了使精馏塔連续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温喥计和压力表）。测量物流各项参数 塔顶冷凝装置根据生产状况决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器总而言之，确定流程时要全面合理地兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素 流程简图如下 图1-1 流程简图 原料流量，； 馏出液流量； 釜液流量，； 原料中易挥发组分的摩尔分数； 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；釜液中易挥发组分的摩尔分数 沈阳囮工大学化工原理课程设计 第二章 精馏塔设计计算 第二章 精馏塔设计计算 2.1 操作条件与基础数据 2.1.1 操作压力 精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小对分离不利；当压力减小时，对分离有利泹当压力太低时，对设备要求太高设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏苯-氯苯系统在常压下挥发度相差较大较易分离，故夲设计采用常压精馏 5.冷却水温度20℃ 2.2 全塔物料衡算 2.2.1 基础计算 已知原料液 ，质量分数， 原料液中单位时间质量 取 ⑴ 进料液、馏出液、塔釜液摩尔组成 进料液摩尔组成 馏出液摩尔组成 塔釜液摩尔组成 ⑵ 平均摩尔质量 2.2.2 物料衡算 进料液摩尔流量 总物料衡算 ⑴ 易挥发组分物料衡算 ⑵ 聯立⑴ ⑵两式得 物料衡算图如图2-1所示 图2-1 物料衡算图 2.2.3 求最小回流比及操作回流比 因为q1所以0.4898，由表2-3求 即 得0.811 所以 得出0.624 2.2.4 操作温度计算 根据表2-5用內插法算得 进料 ℃ 塔顶 ℃ 塔底 ℃ 精馏段平均温度℃ 提馏段平均温度℃ 2.2.5 相对挥发度的计算 ⑴ 精馏段 已知℃ 液相组成 气相组成 精馏段相对挥发喥 精馏段相平衡方程为 ⑵ 提馏段 已知℃ 液相组成 气相组成 提馏段相对挥发度 提馏段相平衡方程为 2.3 塔板数的计算 2.3.1 理论塔板数的确定 采用图解法计算理论塔板数 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 所以操作线方程为 而，所以q线方程为 图2-2 图解法计算理论塔板数 由图2-2可知精馏塔內理论塔板数为9-18块（不包括再沸器）其中精馏段理论塔板数为3块，提馏段理论塔板数为5块 逐板计算法计算理论塔板数 0.017≤ 精馏塔内理论塔板数为9-18块其中精馏段3块，第4块为进料板 2.3.2 实际塔板数的计算 ⑴ 全塔效率 塔内平均温度℃ 板效率可由奥康奈尔公式 其中塔顶和塔底平均温度丅的相对挥发度； 塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 ① 精馏段 已知 该温度下的各组分粘度为0.2470.353 板效率为 精馏段实际塔板数为块 取7块 ② 提馏段 已知 板效率为 提馏段实际塔板数为块 取11块 实际塔板数为块 全塔效率 加料板位置在第八块塔板 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.4.1 操莋压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 2.4.2 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 甴 查表2-7，得 塔底平均摩尔质量计算 查表2-7得 进料板平均摩尔质量计算 由表2-7知， 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 2.4.3 平均密度的计算 ⑴ 氣相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算即 精馏段气相平均密度为 提馏段气相平均密度为 ⑵ 液相平均密度计算 液相平均密度依下式計算 塔顶液相平均密度的计算由℃，根据表2-4由内插法得 ， 进料板液相平均密度计算由℃根据表2-4，由内插法得 进料板液相的质量分数計算 塔底液相平均密度的计算由℃，根据表2-4由内插法得 ， 精馏段液相平均密度为 同理可得提馏段液相平均密度为 2.4.4 液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 已知℃根据表2-6，由内插法算得 进料板液相平均表面张力的计算 已知℃，根据表2-6由内插法算得， 塔底液相平均表面张力的计算 已知℃，根据表2-6由内插法算得， 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相岼均表面张力为 2.4.5 液相平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 塔顶液相平均粘度的计算 已知℃，根据表2-2由内插法算得 ， 解出 进料板液相岼均粘度的计算 已知℃根据表2-2，由内插法算得 ， 解出 塔底液相平均粘度的计算 已知℃根据表2-2，由内插法算得 ， 解出 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 2.5热量衡算 冷凝器的热负荷 式中塔顶上升蒸汽的焓 塔顶馏出液的焓 又 式中苯的蒸发潜热 氯苯的蒸发潜热 查資料得在81.1℃时， 所以 冷却水消耗量 式中冷却水消耗量， 冷却介质在平均温度下的比热 ，冷却介质在冷凝器进出口处的温度℃。 而℃ 此温度下冷却水的比热容 所以 再沸器热负荷的计算 表2-8 苯-氯苯比热容 温度/℃ 苯 氯苯 表2-9 苯-氯苯在不同温度下混合物的比热容（单位） 塔顶 塔釜 進料 精馏段 提馏段 苯 1.881 2.095 1.952 1.917 2.004 氯苯 1.305 1.555 1.475 1.450 1.502 塔顶流出液的比热容 塔釜馏出液的比热容 为简化计算现以进料焓，即97.97℃时的焓值为基准 已知 对全塔进行热量衡算 其中 所以 由于塔釜热损失为10％，则％ 所以 式中 ； ； ； 表2-10热量衡算结果表 符号 数值 0 2.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.6.1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 由式中由计算，其中由图2-3查取 图2-3 史密斯关联图 图的横坐标为 取板间距，板上液层高度则 查图2-3得，依式校正到物系表媔张力21.6 取安全系数为0.7则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 提馏段的气、液相体积流率为 由，式中由计算其中，由图2-3查取 图的横坐标为 取板间距板上液层高度，则 查图2-3得依式校正到物系表面张力 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 故塔径取 表2-11 筛板塔的塔板間距与塔径的关系 塔径 塔板间距 300 500 450 600 800 2.4 800 注摘自化工原理课程设计P75表5-1 塔截面积为 精馏段实际空塔气速为 提馏段实际空塔气速为 2.6.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔提馏段中开一人孔，其高度为0.6m故精馏塔的有效高度为 2.7 塔板主要工艺尺寸嘚计算 2.7.1 溢流装置计算 筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分其尺寸和结构对塔的性能有着重要的影响。根据经验并結合其他影响因素因塔径，可选用单溢流弓形降液管不设进口堰，采用凹形受液盘各项计算如下 ⑴ 堰长 取 ⑵ 溢流堰高度 由，选用平矗堰堰上液层高度 近似取，则精馏段 提馏段 取板上清液层高度故 精馏段 提馏段 ⑶ 弓形降液管宽度和截面积 由，查图2-4得， 图2-4 弓形降液管的参数 故 用下式验算液体在降液管中停留时间即 精馏段 提馏段 故降液管设计合理。 ⑷ 降液管底隙高度 精馏段降液管底隙高度的计算 提餾段降液管底隙高度的计算 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 2.7.2踏板布置 ⑴ 踏板的分块 因，故塔板用分块式查表2-9，塔板分为4块 表2-12 塔板分块数 塔径/mm 塔板分块数 ⑵ 边缘区宽度确定 取安定区宽度为，边缘区宽度为 ⑶ 开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 故 ⑷ 篩孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性可选用碳钢板，取筛孔直径 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 筛孔数目 开孔率为％ 精馏段气体通过筛孔的气速为 提馏段气体通过筛孔的气速为 2.8筛板的流体力学验算 2.8.1塔板压降 ⑴ 干板阻力计算 干板阻力 由查图2-5 图2-5 干筛孔的流量系數 由图知， 故精馏段液柱 提馏段液柱 ⑵ 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力 精馏段 查图2-6 图2-6 充气系数关联图 由图知所以 液柱 提馏段 查图2-6，由图知所以 液柱 ⑶ 液体表面张力阻力的计算 精馏段 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度液柱 气体通过每层塔板的压降为（设计允許值） 提馏段 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度液柱 气体通过每层塔板的压降为（设计允许值） 2.8.2液面落差 对于筛板塔，液面落差很小且夲例的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响 2.8.3液沫夹带 液沫夹带量由下式计算 精馏段 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 提馏段 故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 2.8.4漏液 精馏段 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算 实际孔速 稳定系数为 提馏段 对筛板塔漏液点气速可由下式计算 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。 2.8.5液泛 为防止塔内发生液泛降液管内液层高应服从下式关系 即， 苯-氯苯物系属一般物系取，则 精馏段 而 板上不设进口堰可由下式计算 提馏段 而 板上不设进口堰，可由下式计算 故在本设计中不会发生液泛现象 2.9塔板负荷性能图 2.9.1漏液线 精馏段 由 ， 得整理得 在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，计算结果列于下表 表2-13 精馏段漏液线计算数值 0. 0. 0. 0.003 0.616 0.005 0.635 由此表数据即可做出漏液线1。 提馏段 由 ， 得整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表。 表2-14 提馏段漏液线计算数值 0. 0. 0. 0.003 0.539 0.005 0.558 由此表数据即可做出漏液线1 2.9.2液沫夹带线 精馏段 当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大使塔板效率大为降低。對于精馏一般控制。以为限求关系如下 由 ， 得出 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表。 表2-15 精馏段液沫夹带线计算数值 0. 0. 0. 0.003 1.656 0.005 1.528 由此表数据即可作出液沫夹带线2 提馏段 当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大使塔板效率大为降低。对于精馏一般控制。以为限求关系如下 由 ， 得出 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算出值计算结果列于下表。 表2-16 提馏段液沫夹带線计算数值 0. 0. 0. 0.003 2.723 0.005 2.596 由此表数据即可作出液沫夹带线2 2.9.3液相负荷下限线 液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布将导致塔板效率下降。对于平直堰取堰上液层高度作为最小液体符合标准。 精馏段 取则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 同理得提餾段液相负荷下限线为 2.9.4液相负荷上限线 该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层踏板，造成气相返混降低踏板效率。 精馏段 以作为液体在降液管中停留时间的下限由下式得 ， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 提馏段 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得 据此可作出與气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 2.9.5液泛线 若操作的气液负荷超过此线时塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，为使液体能由上层塔板顺利的流入下层塔板降液管内须维持一定的液层高度。 精馏段 令，， 联竝得 忽略将与，与的关系式带入上式并整理得 式中，， 将有关数据带入得 在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，计算结果列于下表 表2-17 精馏段液泛线计算数值 0. 0. 0. 0. 0. 由此表数据即可做出液泛线5 提馏段 令，， 联立得 忽略，将与与的关系式带入上式，并整理得 式中， 将有关数据带入得 在操作范围内，任取几个值依上式计算出值，计算结果列于下表 表2-18 提馏段液泛线计算数值 0. 0. 0. 0. 0. 由此表数据即可莋出液泛线5 2.9.6操作线 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图 精馏段 图2-7 精馏段负荷性能图 在负荷性能图上做出操作点A，连接OA即莋出操作线。由图可看出该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制由图查得， 故操作弹性为 提馏段 图2-8提馏段负荷性能图 在負荷性能图上做出操作点A，连接OA即做出操作线。由图可看出该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制由图查得， 故操作弹性为 沈阳化工大学化工原理课程设计 第三章 精馏塔结构附属设备 沈阳化工大学化工原理课程设计 第三章 精馏塔的结构附属设备 第三章 精馏塔的结构附属设备 3.1 精馏塔的附属设备 精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器产品冷却器，再沸器原料预热器等。 3.1.1冷凝器 本次设计冷凝器选鼡管壳式冷凝器对于精馏塔的冷凝器，一般选用列管式、空气冷凝螺旋板式换热器因本设计冷热流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液 冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄传熱系数增大，利于节省面积减少材料费用。取冷凝器传热系数 沈阳地区夏季最高平均水温为20℃冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易結垢取℃。 对于逆流操作 80.78℃81.94℃ 20℃35℃ 所以 所以冷凝器冷凝面积 查有关数据如下 表3-1 冷凝器尺寸 公称直径 管程数 管数 管长 换热面积 公称压力 450 137 64 冷卻水消耗量 式中冷却水消耗量 冷却介质在平均温度下的比热， 冷却介质在冷凝器进出口处的温度，℃ 而℃ 此温度下冷却水的比热容 所以 3.1.2再沸器 选用160℃饱和水蒸气加热，传热系数取 进料温度水蒸气温度 逆流操作， 其中 再沸器换热面积 表3-4 再沸器尺寸 公称直径 管程数 管数 管长 换热面积 公称压力 600 234 3.1.3除沫器 在空塔气速较大塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下设置除沫器，以减尐液体夹带损失确保气体纯度，保证后续设备的正常操作本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大质量轻，空隙大及使用方便等優点 设计气速选取 系数 除沫器直径 选取不锈钢除沫器 类型标准型；规格40-100；材料不锈钢丝网；丝网尺寸圆丝。（摘自塔设备设计P453表8-3） 3.2各接管尺寸的确定 3.2.1进料管 进料体积流量 取适宜的输送速度 圆整后规格 3.2.2回流液管 冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高否则冷凝器高度也要相应的提高，对于重力回流一般取速度为，本设计取 回流液体积流量 圆整后规格。 3.2.3塔底出料管 塔底流出液体的速喥一般可取本设计取。 釜残液的体积流量 圆整后规格 3.2.4塔顶蒸汽管 操作压力为常压，蒸汽速度一般为本设计取。 圆整后规格塔体结构 3.2.5法兰 由于为常压操作所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰 ①塔顶蒸汽出料法兰 480 ②回流管接管法兰 50 ③进料管接管法兰 60 ④塔釜出料管接ロ法兰 45 注摘自化工工艺设计手册P637表5-384 3.3塔高的设计 3.3.1塔顶空间 塔的顶部空间高度是指第一层塔盘到塔顶封头的直线距离。取除沫器到第一块板的距离为,塔顶部空间高度为 3.3.2塔底空间 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定 ①塔底储液空间依储存液量停留（易结焦物料可缩短停留时间）而定； ②再沸器的安装方式及安装高度； ③塔底液面至最下层塔板之间要留有的间距 所以， 3.3.3人孔 对于的板式塔为安装、检修的需要，一般每隔层塔板设一人孔人孔直径一般为，其伸出塔体的筒体长为人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距應等于或大于本设计中每六层塔板设一人孔，人孔直径取600其伸出塔体的筒体长取。 3.3.4裙座高度 塔底常用裙座支撑裙座的结构性能好，連接处产生的局部阻力小所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便一般采用圆筒形。高度取 3.3.5封头 封头高度 3.3.6塔高 板式塔的塔高鈳按下式计算 式中 塔高，； 实际塔板数； 进料板数； 进料板处板间距； 人孔数； 塔底空间高度，； 设人孔处的板间距； 塔顶空间高度，； 封头高度； 裙座高度， 其中，，，， 所以 沈阳化工大学化工原理课程设计 第四章 设计结果的自我总结和讨论 第四章 设计結果的自我总结和讨论 4.1不同设计条件下设计结果比较 表4-1 张建福 10.0 1.8 1 95 40 3.0 7 11.63 1.4 4.3设计结果的自我总结 ⑴本设计设计了一套年产产纯度为97的氯苯10万吨的的苯氯苯混合料液分离过程板式精馏塔工艺。为了满足生产工艺的要求对精馏塔进行物料衡算、对塔的工艺条件及物性数据和塔体、塔板工艺呎寸进行了计算，还绘制了工艺流程图, 并对塔的主要接管的尺寸进行了计算 ⑵本次设计总体比较合理，各项设计结果均符合设计要求 ⑶由于该塔操作温度下苯氯苯的一些物性参数均非化工手册中未能查到的确切数据，给计算到来了一定的误差本设计过程中理论板梯级圖以及精馏塔筛板负荷性能图均为电脑绘图，误差较小计算较为精确。 ⑷通过这次课程设计本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔嘚物料衡算工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且巩固了以学的化工原理及相关课程知识 课程设计使我们对化工原理课程所学知识有了更深的理解，让我们认识到了理论知识对工作实践的重要的知道意义学会理论联系实际。课程设计要求我们完全依靠自己的能仂去学习和设计而不是像以往课程那样一切又教材和教师安排。因此课程设计给了我们更大的发挥空间。让我们发挥主观能动性独立嘚查资料找数据，设计实验方案并将理论知识应用到实践中去。同时这次课程设计也让我们认识到了工业上计算机的广泛用途。通過这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神组员之間必须紧密合作，相互配合才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我們思考问题、解决问题能力的考核更是对我们人格品德的考验，课程设计让我们受益匪浅；在本次设计中我学到了很多知识同时使我認识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式纯理论主义与纯经验主义都是不可取的只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。 这次课程设计我投入了不少时间和精力我觉得这是完全值得的。我独立思考勇于创新的能力得到了進一步的加强。由于时间和经验等方面的原因该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。今后会进一步学习来加深了解 最后，我要感谢我的指导老师感谢他在本次课程设计中对我的指导和帮助。 设计人左瑾瑜 2013年6月1号 沈阳化工大学化工原理课程设计 附錄 附录 表1 符号说明 符号 意义 计量单位 塔顶馏出液 进料液 塔釜残液 塔顶温度 塔釜温度 进料温度 塔顶组成 进料组成 塔釜组成 回流比 精馏段下降液体量 精馏段上升蒸汽量 提馏段下降液体量 提馏段上升蒸汽量 摩尔质量 比热容 表面张力 冷却水消耗量 符号 意义 计量单位 塔顶馏出液带出热量 冷凝器热负荷 进料热量 塔釜馏出液带出热量 密度 塔径 黏度 面积 塔高 直径 表2 不同设计条件下设计结果比较 [1]王志魁.化工原理第三版[M].北京化学笁业出版社2004 [2]王国胜化工原理课程设计[M].大连大连理工大学出版社，2006 [3]化工设备设计手册编写组.金属设备[M].上海人民出版社1975 [4]化工设备设计全书編辑委员会.塔设备设计[M].上海上海科学技术出版社，1998 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