苯甲苯連續(xù)精餾裝置課程設(shè)計

1、<p><b>　　化</b></p><p><b>　　工</b></p><p><b>　　原</b></p><p><b>　　理</b></p><p><b>　　課</b></p><p

2、><b>　　程</b></p><p><b>　　設(shè)</b></p><p><b>　　計</b></p><p>　　（苯---甲苯二元混合物</p><p>　　連續(xù)精餾裝置的設(shè)計）</p><p><b>　　2012.12&

3、lt;/b></p><p><b>　　一 設(shè)計概述3</b></p><p>　　（一）課程設(shè)計的目的3</p><p>　?。ǘ┱n程設(shè)計的內(nèi)容3</p><p>　?。ㄈ┚s操作對塔設(shè)備的要求3</p><p>　?。ㄋ模┌迨剿念愋?</p><p

4、>　　二 塔的設(shè)計和流程工藝的設(shè)計4</p><p>　　（一）塔類型的確定4</p><p>　?。ǘ┕に嚵鞒痰脑O(shè)計4</p><p>　　三 設(shè)計方案中參數(shù)的確定5</p><p>　　（一）確定操作壓力5</p><p>　?。ǘ┐_定進料狀態(tài)5</p><p>　

5、　（三）確定加熱方式5</p><p>　?。ㄋ模┐_定冷卻方式5</p><p>　?。ㄎ澹崮艿睦?</p><p>　　四 塔的工藝計算6</p><p>　?。ㄒ唬┚s塔的物料衡算7</p><p>　?。ǘ┧鍞?shù)的確定8</p><p>　　五、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)

6、據(jù)計算14</p><p>　　（一）. 操作壓強14</p><p>　?。ǘ? 操作溫度14</p><p>　?。ㄈ? 平均分子量15</p><p>　?。ㄋ模? 平均密度15</p><p>　?。ㄎ澹? 液體表面張力16</p><p>　?。? 液體粘度17&

7、lt;/p><p>　　六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算18</p><p>　?。ㄒ唬? 塔徑的計算18</p><p>　　（二）. 溢流裝置20</p><p>　?。ㄈ? 塔板布置21</p><p>　?。ㄋ模? 篩孔數(shù)與開孔率21</p><p>　?。ㄎ澹?塔的精餾段有效高度

8、22</p><p>　　七、篩板流體力學(xué)驗算23</p><p>　?。ㄒ唬? 氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?3</p><p>　?。ǘ? 霧沫夾帶量的驗算24</p><p>　?。ㄈ? 漏液的驗算24</p><p>　?。ㄋ模? 液泛驗算25</p><p>　　八、塔

9、板負荷性能圖26</p><p><b>　　(一)精餾段26</b></p><p><b>　?。ǘ┨狃s段29</b></p><p>　　九、板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計33</p><p>　?。ㄒ唬┧w結(jié)構(gòu)33</p><p>　?。ǘ┧褰Y(jié)構(gòu)34&l

10、t;/p><p>　　十、 輔助設(shè)備設(shè)計或選型34</p><p><b>　?。ㄒ唬├淠?4</b></p><p><b>　?。ǘ┰俜衅?5</b></p><p>　?。ㄈ┙庸芄軓降挠嬎愫瓦x擇35</p><p>　　十一、設(shè)計結(jié)果一覽表37</p&

11、gt;<p><b>　　參考文獻40</b></p><p><b>　　總結(jié)40</b></p><p><b>　　一 設(shè)計概述</b></p><p>　　（一）課程設(shè)計的目的</p><p>　　1、根據(jù)設(shè)計任務(wù)，查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力

12、；</p><p>　　2、依據(jù)綜合分析設(shè)計任務(wù)要求，確定化工工藝流程，進行設(shè)備選型；</p><p>　　3、培養(yǎng)學(xué)生迅速準確進行工程計算的能力；</p><p>　　4、培養(yǎng)學(xué)生用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設(shè)計思想的能力。</p><p>　　（二）課程設(shè)計的內(nèi)容</p><p>　?。?）設(shè)計方案的簡介&l

13、t;/p><p>　　（2）主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算</p><p>　?。?）典型輔助設(shè)備的選型和計算</p><p><b>　?。?）工藝流程簡圖</b></p><p>　　（5）主體設(shè)備工藝條件圖</p><p>　　完整的化工原理課程設(shè)計報告由設(shè)計說明書和圖紙兩部分組成；</p>

14、<p>　　（三）精餾操作對塔設(shè)備的要求</p><p>　　精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：</p><p>　　(１) 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛

15、等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　　(２) 操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　　(３) 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。

16、</p><p>　　(４) 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　(５) 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　　(６) 塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，同時，上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體

17、要求，抓住主要矛盾，進行選型。</p><p><b>　?。ㄋ模┌迨剿念愋?lt;/b></p><p>　　氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。</p><p>　　板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、等多種。</p&g

18、t;<p>　　其中對主要的板式塔類型進行介紹：</p><p>　　泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下優(yōu)點：</p><p>　　（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大4）.不易堵塞</p><p>　　泡罩他的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較

19、大。</p><p>　　浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：</p&g

20、t;<p>　　(１) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20～40％，而接近于篩板塔。</p><p>　　(２) 操作彈性大，一般約為5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。</p><p>　　(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　(４) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400～660N/m2。</

21、p><p>　　(５) 液面梯度小。 </p><p>　　(６) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　(７) 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。</p><p>　　二 塔的設(shè)計和流程工藝的設(shè)計</p><p><b>

22、　?。ㄒ唬┧愋偷拇_定</b></p><p>　　本次化工課程設(shè)計要設(shè)計一個精餾分離甲醇和水的二元混合物的精餾塔，設(shè)計任務(wù)適合篩板塔的精餾。而篩板塔是在塔板上鉆有均勻分布的篩孔，上升空氣流經(jīng)篩板塔分散，鼓泡通過板上液層，形成汽液密切接觸的泡沫層。篩板塔具有以下優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近于浮閥塔。</p><p>　　（二）

23、工藝流程的設(shè)計</p><p>　　根據(jù)設(shè)計任務(wù)進行下面的工藝流程設(shè)計：苯，甲苯混合物進原料預(yù)熱裝置加熱到泡點后，送入精餾塔，。塔頂上升蒸汽經(jīng)全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余的產(chǎn)品有冷卻器冷去后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽加熱向再沸器供熱，他地產(chǎn)品經(jīng)冷卻送至貯槽。流程圖如下：</p><p>　　三 設(shè)計方案中參數(shù)的確定</p><p>　　本設(shè)計采用常壓操作，在

24、飽和液體狀態(tài)下進料，間接蒸汽加熱，以常溫水作為冷卻劑，在篩板塔上進行苯，甲苯二元混合物的連續(xù)精餾。</p><p><b>　?。ㄒ唬┐_定操作壓力</b></p><p>　　塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：</p><p>

25、;　?、?壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。</p><p>　?、?考慮利用較高溫度的蒸氣冷

26、凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。</p><p>　?、?真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。</p><p>　　此處選擇在常壓下操作。</p><p><b>　?。ǘ┐_定進料狀態(tài)</b>

27、;</p><p>　　料狀態(tài)以進料熱狀態(tài)參數(shù)q表示，有五種進料狀態(tài)；</p><p>　　q>1時，為低于泡點溫度的冷液進料；</p><p>　　q＝1時，為泡點下飽和液體；</p><p>　　1>q>0時，為介于泡點和露點間的氣液混合物；</p><p>　　q＝0時，為露點下的飽和蒸氣；&l

28、t;/p><p>　　q<0時，為高于露點的過熱蒸氣進料。</p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。</p><p>　

29、　因而，確定在以飽和液體進料。</p><p><b>　?。ㄈ┐_定加熱方式</b></p><p>　　蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器，以提供足夠的熱量；</p><p>　　若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，也可采用直接蒸汽加熱。</p><p>　　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

30、釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設(shè)備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，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，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。</p><p>　　所以，本設(shè)計采用間接加熱方式。</p><p><b>　?。ㄋ模┐_定冷卻方式</b></p><

31、p>　　設(shè)備一般采用常溫水作為冷卻劑。這樣，既經(jīng)濟，又取材方便。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。</p><p>　　因而，本設(shè)計以常溫水作為冷卻劑。</p><p><b>　　（五）熱能的利用</b></p><p>　　采用合適的回流比；使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也

32、是節(jié)約的重要舉措。</p><p>　　蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，。采用中間再沸器和中間冷凝器的流程[1]，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因為設(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。 </p><p>　　綜合上述，進行方案的設(shè)計，因參考一下原則：</p><p>　　(1) 滿足工藝和操作的要求</p><p

33、>　　所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等

34、)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。</p><p>　　(2) 滿足經(jīng)濟上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的

35、大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。</p><p>　　在設(shè)計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應(yīng)結(jié)合具體條件，選擇最佳方案。</p><p>　　(3) 保證安全生產(chǎn)</p><p>　　例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車

36、間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。</p><p><b>　　四 塔的工藝計算</b></

37、p><p>　　已知參數(shù)：苯、甲苯混合液處理量，F(xiàn)＝13200kg/h；；；；進料熱狀況:飽和液體進料即q=1；單板壓降不大于。</p><p>　　表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表2 常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表3 液體的表面張力</p><p>　　表4 苯與甲苯的液相密

38、度</p><p><b>　　表5 液體粘度µ</b></p><p>　?。ㄒ唬┚s塔的物料衡算</p><p>　　F＝13200kg/h </p><p>　　1）料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率</p><p><b>　　2）平均分子量</b><

39、/p><p>　　3）物料衡算原料處理量</p><p>　　總物料衡算 W’+D’=13200 （1） </p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算 （2）</p><p>　　聯(lián)立上式（1）、（2）解得： </p><

40、;p>　　F=13200/85.11=155.10 kmol/h</p><p>　　D=6252.6/78.59=79.56 kmol/h</p><p>　　W=6947.4/91.97=75.54 kmol/h</p><p><b>　?。ǘ┧鍞?shù)的確定</b></p><p><b>　?、?

41、塔板數(shù)的計算</b></p><p>　　在本設(shè)計中，因苯—甲苯屬于理想物系，可用圖解法計算理論板數(shù)。其計算方法如下：</p><p>　?。?）根據(jù)苯－甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖及t -x-y圖（如下圖所示）。</p><p>　?。?）求最小回流比及操作回流比。</p><p>　　因飽和液體進料即q=1，所以其q線方程為：

42、x==0.50，在x-y圖中對角線上自點e作出進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為（），此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：</p><p><b>　　求相對揮發(fā)度a ：</b></p><p>　　用內(nèi)插法先求塔頂，塔釜及進料版的溫度</p><p>　　根據(jù)式子，其中,又有安托因方程,</p>

43、<p>　　在泡點進料溫度下，即t=，對于苯，其安托因常數(shù)常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。</p><p>　　所以則有 即Kpa</p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　所以<

44、;/b></p><p>　　根據(jù)操作回流比R=1.1～2Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板計算法計算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。（用簡捷法求理論板數(shù)）</p><p>　　在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克</p><p><b>　　方程計算</b></p><

45、p><b>　　其中，，因為</b></p><p>　　因為，塔頂溫度為，塔底溫度為，查得的安托因常數(shù)：對于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。</p><p><b>　　塔頂，</b></p><p&

46、gt;<b>　　所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為</b></p><p><b>　　塔底，</b></p><p><b>　　所以塔底的揮發(fā)度為</b></p><p><b>　　所以2.48</b></p><p>　　下面以R=2Rmin進行計算為例，<

47、;/p><p>　　R=2*1.19=2.38，</p><p>　　(R-Rmin)/(R+1)=(2.38-1.19）/(2.38+1)=0.3521</p><p>　　(N-Nmin)/(N+2)= </p><p>　　因為Nmin=7.56,所以N=12.376≈13</p><p>　　同上，分別取回流比為1

48、.2—2.0，得</p><p><b>　　R-N圖 </b></p><p>　　由圖可得，取R=2.38比較合適，此時對應(yīng)的理論塔板數(shù)N=12.376≈13</p><p>　　由上求得R=2.38,a=2.57，則q線方程為</p><p><b>　　精餾段方程為</b></p>

49、;<p>　　R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)</p><p><b>　　=</b></p><p>　　所以提餾段的操作線方程為</p><p>　　理論板數(shù)計算：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計算如下：</p><p>　　

50、y1=xD=0.966 相平衡 x1=0.917</p><p>　　y2=0.932 x2=0.842</p><p>　　y3=0.879 x3=0.739 </p><p>　　y4=0.806 x4=0.618</p><p>　　y5=0.72

51、1 x5=0.501</p><p>　　y6=0.639 x6=0.408 < xF=0.50</p><p>　　y7=0.520 x7=0.296</p><p>　　y8=0.376 x8=0.190</p><p>　　y9=0

52、.240 x9=0.110</p><p>　　y10=0.138 x10=0.059 </p><p>　　y11=0.072 x11=0.029</p><p>　　y12=0.034 x12=0.0136</p><p>　　y13=0.

53、014 x13=0.0055< xW=0.0118</p><p>　　總理論塔板數(shù)為12（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為5，第6板為進料板。</p><p><b>　　2. 全塔效率</b></p><p>　　依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t -x-y圖，塔頂溫度為，塔底溫度為，求得塔平均溫度為：℃，該溫

54、度下進料液相平均粘度為： </p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　3. 實際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段： 提餾段： </p><p>　　故實際塔板數(shù)：（層）</p><p>　　五、塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算</

55、p><p><b>　?。ㄒ唬? 操作壓強</b></p><p>　　塔頂操作壓力，取每層板的壓降為0.7kPa，則進料板的壓力為：，塔底壓力為：，故精餾段平均操作壓力為：，提餾段平均操作壓力為：</p><p><b>　?。ǘ? 操作溫度</b></p><p>　　之前已經(jīng)求得，得到塔頂：，進

56、料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度： 。</p><p>　?。ㄈ? 平均分子量</p><p><b>　　由逐板計數(shù)法可知</b></p><p><b>　　, , ,5</b></p><p><b>　　塔頂：， </b></p>

57、<p><b>　　進料板：，</b></p><p><b>　　塔底： 5</b></p><p>　　則精餾段平均分子量：</p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　提餾段平均分子量：</b></p&g

58、t;<p><b>　　，</b></p><p><b>　?。ㄋ模? 平均密度</b></p><p><b>　　1） 氣相密度</b></p><p><b>　　2）液相密度</b></p><p><b>　　塔頂平均密

59、度的計算</b></p><p>　　根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表4，由內(nèi)插法得： ，，，由（為質(zhì)量分率）</p><p><b>　　塔頂： </b></p><p><b>　　因為，即；</b></p><p>　　進料板平均密度的計算</p><p>　　同上，由內(nèi)

60、插法可得進料板溫度下對應(yīng)的苯和甲苯的液相密度：</p><p>　　進料板，由加料板液相組成</p><p><b>　　，故</b></p><p><b>　　塔釜平均密度的計算</b></p><p><b>　　由內(nèi)插法可得：</b></p><p&

61、gt;<b>　　塔底：</b></p><p><b>　　，即;</b></p><p>　　故精餾段平均液相密度： </p><p>　　提餾段平均液相密度：</p><p>　?。ㄎ澹? 液體表面張力</p><p>　　根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表3，由內(nèi)插法得：,，,，，。

62、</p><p>　　則精餾段平均表面張力： </p><p>　　提餾段平均表面張力： </p><p><b>　?。? 液體粘度</b></p><p>　　根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，由內(nèi)插法得：,，,， ,。</p><p>　　故精餾段平均液相粘度</p><p&g

63、t;<b>　　提餾段平均液相粘度</b></p><p>　　求精餾塔的氣液相負荷</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　?。ㄒ唬?/p>

64、. 塔徑的計算</p><p><b>　　精餾段:</b></p><p>　　之前已計算得精餾段的氣液相體積率為</p><p>　　塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。</p><p>　　表6 板間距與塔徑關(guān)系</p><p>　　根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故

65、；</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得</p><p>　　依式 </p><p>　　精餾段液相平均表面張力為時， </p><p>　　可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則空塔氣速<

66、/p><p>　　故。按標準,塔徑圓整為1.8m,</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　所以實際空塔氣速為</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　之前已求得 &l

67、t;/b></p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式</p><p>　　提餾段液面平均表面張力為時，</p><p>　　可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則</p><p>　　故。按標準,塔徑圓整為2.0m,</p><p>　　將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的

68、選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取2.0m。</p><p><b>　　所以:</b></p><p><b>　　精餾段:</b></p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　所以實際空塔氣速為&

69、lt;/b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p><b>　　所以實際空塔氣速為</b></p><p><b>　　（二）. 溢流裝置</b></p><

70、p>　　選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下：</p><p>　　1)溢流堰長：單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為0.60D，即</p><p><b>　　2)出口堰高：</b></p><p><b>　　由</b></p><p>　　查《化工原理課

71、程設(shè)計》---天津科學(xué)技術(shù)出版社，圖4—9液流收縮系數(shù)計算可知：Ｅ為Ｅ為1時，誤差很小可忽略,由得：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　故；</b></p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　故

72、；</b></p><p>　　3)降液管的寬度與降液管的面積：</p><p>　　由查《化工原理課程設(shè)計》---天津科學(xué)技術(shù)出版社：圖4—11弓形降液管的寬度與面積，得：，</p><p><b>　　，，</b></p><p>　　利用式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即</p>

73、;<p>　　精餾段： s（＞5s，符合要求）</p><p>　　提餾段：（＞5s，符合要求）</p><p>　　4)降液管底隙高度： </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　，所以的取值范圍為,取</p><p><b>　　提餾段：<

74、;/b></p><p>　　，所以的取值范圍為，取。</p><p><b>　?。ㄈ? 塔板布置</b></p><p>　　1)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度</p><p>　　2)由式：計算開孔區(qū)面積，其中：</p><p><b>　　，； 所以</b><

75、/p><p>　?。ㄋ模? 篩孔數(shù)與開孔率</p><p>　　精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。</p><p>　　篩孔數(shù)孔。其開孔率 （在5％—15％范圍內(nèi)），則每層板上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為： </p><p>　　提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。&

76、lt;/p><p>　　篩孔數(shù)孔。其開孔率 （在5％—15％范圍內(nèi)），則每層板上的開孔面積為， 氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　（五）.塔的精餾段有效高度</p><p>　　1．塔頂空間HD </p><p>　　塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還可節(jié)省破沫裝置

77、。塔徑大時可適當增大。本設(shè)計取0.8m。</p><p><b>　　2.塔板間距HT</b></p><p>　　其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有利，但塔高的增加，會增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力

78、學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。 根據(jù)《化工原理設(shè)計》表4-1 板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為1600～2400mm時，板間距為350～600mm，此設(shè)計選用板間距為400mm。</p><p>　　3.人孔數(shù)目(S)及開有人孔的板間距HT’</p><p>　　人孔數(shù)目是根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)

79、垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm。凡有人孔的上下兩塔板間距HT’應(yīng)等于或大于600mm。由前面計算得到，實際塔板數(shù)為24，共設(shè)3個人孔,HT’取0.80m.</p><p>　　4.進料板空間高度HF</p><p>　　進料段空間高度HF取決于進料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安裝防沖

80、設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.0m。</p><p><b>　　5.塔底空間HB</b></p><p>　　塔底空間高度HB具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的儲量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.3m左右。</p><p><b>　　6.塔體總高度H</b>

81、</p><p>　　七、篩板流體力學(xué)驗算</p><p>　　（一）. 氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　1)干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，由式</p><p>　　2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　精餾段： </b>

82、;</p><p><b>　　，</b></p><p>　　由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝0.625，所以 </p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　，</b></p><p>　　由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝

83、0.605，所以 </p><p>　　3)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b>　　精餾段 ，</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　則單板壓強：</b></p><p><b>

84、　　提餾段 ，</b></p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　則單板壓強 ： </b></p><p>　　（二）. 霧沫夾帶量的驗算</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b&

85、gt;　　提餾段：</b></p><p>　　故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p>　　（三）. 漏液的驗算</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p><b>　　提

86、餾段： </b></p><p>　　篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p><b>　?。ㄋ模? 液泛驗算</b></p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計算， 而精餾段：</p><p><b>　　所以 取</b>&l

87、t;/p><p>　　則 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　所以 取，</b></p><p>　　則 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項

88、工藝尺寸是適合的。</p><p><b>　　八、塔板負荷性能圖</b></p><p><b>　　(一)精餾段</b></p><p>　　1. 霧沫夾帶線（1）</p><p><b>　　式中 </b></p><p><b>　?。?/p>

89、a）</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　近似取 , </b></p><p><b>　　故 （b）</b></p><p>　　取霧沫夾帶極限值為。 已知，，并將代入得下式：</p><p>

90、;<b>　　整理得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取4個值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：</p><p><b>　　附表（1）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖a中線（1）所示。</p><p><b>　　2. 液泛線（2）

91、</b></p><p>　　由式 （a） </p><p><b>　　近似取.0， </b></p><p><b>　　由式：</b></p><p>　　故 （ｂ）

92、 </p><p><b>　　由式</b></p><p><b>　?。ㄇ耙阉愠觯?lt;/b></p><p><b>　?。ǎ悖?</b></p><p><b>　?。ǎ洌?lt;/b></p><p>　　將＝，及（ｂ）、（ｃ）、

93、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：</p><p>　　在操作范圍內(nèi)取4個值，依上式計算值列于附表中： </p><p><b>　　附表（2）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖a中線（2）所示。</p><p>　　3. 液相負荷上限線（3）</p><p>　　取液體在降液管中

94、停留時間為4秒，</p><p><b>　　由下式</b></p><p>　　液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示。</p><p>　　4. 漏液線（氣相負荷下限線）（4）</p><p>　　由、 代入漏液點氣速式：</p><p>　?。ㄇ耙阉愠觯?，代

95、入上式并整理得： </p><p>　　此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于附表中：</p><p><b>　　附表（3）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖a中線（4）所示。</p><p>　　5. 液相負荷下限線（5）： </p>&l

96、t;p>　　取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，取則</p><p><b>　??； 即</b></p><p><b>　　整理上式得</b></p><p>　　在VS—LS圖a中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖a所示。</p><p>　　將以上5條線標繪于圖（圖）中，即為精餾段

97、負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應(yīng)相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為。</p><p><b>　　精餾段的操作彈性</b></p><p><b>　　（二）提餾段</b></p><p>　　1. 霧沫夾帶線（1）</p>

98、;<p>　　式中 （a）</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　近似取 , </b></p><p><b>　　故 （b）</b></p><p>　　取霧沫夾帶極限值為。 已

99、知，，并將代入得下式：</p><p><b>　　整理得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取4個值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中：</p><p><b>　　附表（4）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖b中線（1）所示。</p>

100、<p><b>　　2. 液泛線（2）</b></p><p>　　由式 （a） </p><p><b>　　近似取.0， </b></p><p><b>　　由式：</b></p><p>　　故

101、 （ｂ） </p><p><b>　　由式</b></p><p><b>　　前已算出）</b></p><p><b>　?。ǎ悖?</b></p><p><b>　?。ǎ洌?lt;/b></

102、p><p>　　將＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：</p><p>　　在操作范圍內(nèi)取4個值，依上式計算值列于附表中： </p><p><b>　　附表（5）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖b中線（2）所示。</p><p>　　3. 液相負荷上限線（3）&

103、lt;/p><p>　　取液體在降液管中停留時間為4秒，</p><p><b>　　由下式</b></p><p>　　液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示。</p><p>　　4. 漏液線（氣相負荷下限線）（4）</p><p>　　由、 代入漏液點氣速式：&

104、lt;/p><p>　　（前已算出），代入上式并整理得： </p><p>　　此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個值，依上式計算相應(yīng)的值，列于附表中：</p><p><b>　　附表（6）</b></p><p>　　依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖b中線（4）所示。</p><p>　　

105、5. 液相負荷下限線（5）： </p><p>　　取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，取則</p><p><b>　??； 即</b></p><p><b>　　整理上式得</b></p><p>　　在VS—LS圖4中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖8-2所示。</p>

106、<p>　　將以上5條線標繪于圖4中，即為提餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（2）線的交點相應(yīng)相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為。提餾段的操作彈性</p><p>　　九、板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計</p><p><b>　?。ㄒ唬┧w結(jié)構(gòu)</b></p><

107、p>　　板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔、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>　　1、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，此段遠高于板間距（甚至高出1倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。</p>

108、<p>　　本設(shè)計取HD =1.2m</p><p><b>　　2、塔底空間</b></p><p>　　塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：</p><p>　?。?）塔底貯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。</p><p>　?。?）

109、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。</p><p>　　本設(shè)計取HB =1.8m</p><p><b>　　3、人孔</b></p><p>　　一般每隔6～8層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時每隔3～4塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于0.6m，人孔直徑一般為450～500mm，其伸出塔體的筒體

110、長為200～250mm，人孔中心距操作平臺為800～1200mm。</p><p>　　本設(shè)計除了塔頂、塔底、進料板各安裝一個人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個人孔，方便檢修。</p><p><b>　　4、進料空間</b></p><p>　　由于兩相進料，又要安裝人孔，故取HF =1.2m</p><p>&l

111、t;b>　?。ǘ┧褰Y(jié)構(gòu)</b></p><p>　　塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300～900mm時，一般采用整塊式；塔徑超過800～900mm時，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。對塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1：</p><p>　　表6-1 塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系</

112、p><p>　　本設(shè)計采用單溢型塔板，塔徑D=2000mm，故采用分塊式，分成5塊。</p><p>　　十、 輔助設(shè)備設(shè)計或選型</p><p><b>　?。ㄒ唬├淠?lt;/b></p><p>　　塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)過冷卻作為產(chǎn)品?；蛘?，上升蒸汽經(jīng)過冷凝器部分冷凝下

113、來，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進入冷凝器，冷凝下來并進而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。</p><p>　　飽和液體進料時的冷凝器熱負荷計算：</p><p>　　飽和液體進料時，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V等于進入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=268.91kmol/h。</p><p&

114、gt;　　釜液中苯的摩爾分數(shù)為xD=0.966，從圖t-y-x中查得t=80.758℃時，查《化工原理》附十九 液體比汽化熱共線圖 得：</p><p>　　苯的比汽化熱約為392.2kJ/kg，</p><p>　　則其摩爾汽化熱為392.2x78.11=30634.74kJ/kmol</p><p>　　甲苯的比汽化熱約為377.2kJ/kg，</p>

115、;<p>　　則其摩爾汽化熱為 377.2x92.14=34755.2kJ/kmol</p><p>　　摩爾汽化熱為 rb=0.966x30634.74+0.034x34755.2=30774.83kJ/kmol</p><p>　　蒸餾釜的熱負荷為 QB= rb V=30774.83x268.91=≈8.276x106kJ/h</p><

116、;p><b>　?。ǘ┰俜衅?lt;/b></p><p>　　再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。</p><p>　　飽和液體進料時的蒸餾釜熱負荷計算：</p><p>　　飽和液體進料時，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量Vˊ等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V，即Vˊ=V=268.91

117、kmol/h。</p><p>　　釜液中苯的摩爾分數(shù)為xW=0.0118，從圖t-y-x中查得t=109.86℃時，查《化工原理》附十九 液體比汽化熱共線圖 得：</p><p>　　苯的比汽化熱約為369.56kJ/kg，</p><p>　　則其摩爾汽化熱為369.56x78.11=28866.33kJ/kmol</p><p>　　甲

118、苯的比汽化熱約為358.13kJ/kg，</p><p>　　則其摩爾汽化熱為 358.13x92.14=32998.10kJ/kmol</p><p>　　摩爾汽化熱為 rb=0.9882x32998.10+0.0118x28866.33=32949kJ/kmol</p><p>　　蒸餾釜的熱負荷為 QB= rb Vˊ=32901x268.91=

119、≈8.860x106kJ/h</p><p>　　從計算結(jié)果可知，在飽和液體進料條件下，蒸餾釜的熱負荷QB與冷凝器的熱負荷QC相差不大。</p><p>　?。ㄈ┙庸芄軓降挠嬎愫瓦x擇</p><p>　　1進料管（直料管）dF</p><p><b>　　管徑計算如下：</b></p><p>

120、<b>　　故進料管體積流量</b></p><p>　　各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即：</p><p>　　式中：QVs——流體體積流量，m3/ s；</p><p>　　u——流體流速，m/ s；</p><p>　　d——管子直徑，m。</p><p>　　因笨和甲苯都

121、屬低黏度液體，故取u=1.8 m/s,即：</p><p><b>　　2.回流液管徑dR</b></p><p>　　冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.2～0.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。本設(shè)計取</p><p><b>　　則回流液流量</b>

122、;</p><p><b>　　故回流管直徑</b></p><p>　　3.釜液排除管徑dW</p><p>　　塔釜流出液體的速度一般可取0.5至1.0 m/s，本設(shè)計采用=1.0 m/s,已知；</p><p><b>　　，，,所以：</b></p><p>　　4.

123、塔頂蒸氣出口管徑dV </p><p><b>　　， </b></p><p><b>　　所以，</b></p><p>　　塔頂蒸氣體積流量 </p><p>　　蒸氣出口管中的允許氣速U

124、V應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表6-1。</p><p>　　表6-1 蒸氣出口管中允許氣速參照表</p><p>　　本設(shè)計取Uv=20.0m/s,則得塔頂蒸氣出口管徑：</p><p><b>　　5.法蘭</b></p><p>　　由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭

125、</p><p><b>　　㈠進料管接管法蘭</b></p><p><b>　?、婊亓鞴芙庸芊ㄌm</b></p><p><b>　　㈢塔底出料管法蘭</b></p><p>　?、杷斦羝隽瞎芊ㄌm</p><p>　　十一、設(shè)計結(jié)果一覽表<

126、/p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1] 王志魁編.化工原理（第四版）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2010</p><p>　　[2] 柴誠敬，王軍，張纓編. 《化工原理課程設(shè)計》.天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，2006</p><p>　　[3] 化學(xué)工程教研室編.《化工原理課程設(shè)計》(板式精餾塔的設(shè)

127、計).太原理工大學(xué)化工學(xué)院化學(xué)工程教研室編</p><p><b>　　總結(jié)</b></p><p>　　經(jīng)過一個多星期的奮斗，我終于完成這次化工課程設(shè)計的設(shè)計書。做這份設(shè)計書時發(fā)現(xiàn)，剛剛開始的時候根本沒有思路。大概是因為對于書本知識的不全面，查閱不夠，同時沒有做過相關(guān)方面的設(shè)計書。所以導(dǎo)致做起設(shè)計來磕磕碰碰的。沒有相關(guān)的物質(zhì)性質(zhì)資料，不會使用畫圖軟件。在做設(shè)計時，首

128、先要理清思路，然后，就要踏踏實實的計算，仔細，認真才能保證減少計算的失誤。本次設(shè)計出現(xiàn)了壓強降大于規(guī)定值。經(jīng)過仔細的分析，才發(fā)現(xiàn)選取經(jīng)驗值時不太適合。</p><p>　　這次我畫圖是用AutoCAD軟件來畫的，這個軟件以前沒用過，所以畫的時候是一邊學(xué)那個軟件一邊畫的。不過還好，那個軟件的二維畫圖基本上被我學(xué)會了，所以相對寫設(shè)計書來說是沒畫圖那么費勁。</p><p>　　總的來說，做完這