課程設計甲苯乙苯的精餾(浮閥塔)

1、<p>　　《化工原理課程設計》說明書</p><p>　　設計題目： 甲苯乙苯的精餾（浮閥塔）</p><p>　　目 錄</p><p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　精餾原理及其在化工生產上的應用4</p><p>　　精餾塔對塔設備的

2、要求4</p><p>　　常用板式塔類型及本設計的選型4</p><p>　　本設計所選塔的特性5</p><p>　　化工原理課程設計任務書5</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計算 </p><p><b>　　物料衡算 6</b></

3、p><p>　　原料液及塔頂，塔底產品的摩爾分率6</p><p><b>　　物料衡算6</b></p><p><b>　　回流比的確定7</b></p><p>　　平均相對揮發(fā)度的計算7</p><p><b>　　板數的確定8</b>&l

4、t;/p><p>　　精餾塔的氣液相負荷8</p><p>　　精餾段與提餾段操作線方程9</p><p><b>　　全塔效率9</b></p><p>　　精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算10</p><p>　　操作溫度的計算10</p><p><b

5、>　　操作壓強11</b></p><p>　　塔內各段氣液兩相的平均分子量12</p><p>　　精餾塔各組分的密度13</p><p>　　液體表面張力的計算14</p><p>　　液體平均粘度的計算15</p><p><b>　　氣液負荷計算15</b>&

6、lt;/p><p>　　精餾塔的塔體工藝尺寸計算16</p><p><b>　　塔徑的計算16</b></p><p>　　精餾塔有效高度的計算17</p><p><b>　　溢流裝置計算17</b></p><p><b>　　塔板布置17</b&

7、gt;</p><p>　　浮閥板的流體力學驗算18</p><p><b>　　塔板壓降18</b></p><p><b>　　液沫夾帶18</b></p><p>　　塔板負荷性能圖19</p><p>　　過量液沫夾帶線關系式20</p>&l

8、t;p>　　液相下限線關系式20</p><p>　　嚴重漏夜線關系式21</p><p>　　液相上限線關系式21</p><p>　　降液管液泛線關系式22</p><p>　　浮閥塔計算結果匯總22</p><p><b>　　第三章 塔結構</b></p>

9、<p>　　塔的設備結構圖23</p><p><b>　　結束語24</b></p><p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　1.1精餾原理及其在化工生產上的應用</p><p>　　實際生產中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理

10、想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質，而殘液是沸點高的A物質，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。</p><p>　　1.2精餾塔對塔設備的要求</p><p>　　精餾設備所用的設備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類

11、，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：</p><p>　　一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常 流動。</p><p>　　二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。</p><p>　　三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求

12、的真空度。</p><p>　　四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正液體的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。</p><p>　　五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。</p><p>　　六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。</p><p>　　1.3常用板式塔類型及本設計的選型</p>

13、<p>　　常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。浮閥塔具有很多優(yōu)點，且加工方便，故有關浮閥塔板的研究開發(fā)遠較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質設備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態(tài)下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的塔其操作彈性仍可達到滿意的程度。</p><

14、;p>　　浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結構簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大，生產能力大等。</p><p>　　乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產中應用非常廣泛，對于提純物質有非常重要的意義。所以有必要做好本次設計</p><p>　　1.4．本設計所選塔的特性</

15、p><p><b>　　浮閥塔的優(yōu)點是：</b></p><p>　　1．生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。</p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。</p>&

16、lt;p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。</p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。</p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%,但是比篩板塔高 20%～30。</p><p>

17、　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展,各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。</p><p>　　近幾十年來,人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富,積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適</p><p><b>　　設計條件：&

18、lt;/b></p><p>　　1、處理量： 100000 （噸/年）。</p><p>　　2、進料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質量分數為40%。</p><p>　　3、進料狀態(tài)： 泡點進料 </p><p>　　4、料液初溫 ： 泡點溫度 </p><p>　　5、冷卻水的溫度： 25℃ <

19、;/p><p>　　6、飽和蒸汽壓強：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa</p><p>　　7、精餾塔塔頂壓強:1atm</p><p>　　8、單板壓降不大于 0.7 kPa</p><p>　　9、分離要求：塔頂的甲苯含量不小于94%(質量分數),塔底的 </p><p>　　甲苯含量不大于

20、2%(質量分數)。</p><p>　　10、年開工時間： 300（天）</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計算</p><p>　　一、精餾塔的物料衡算 (一)、原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率</p><p>　　甲苯的摩爾質量MA=92.13 kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質量MB=10

21、6.16 kg/kmol</p><p><b>　　（二）、物料衡算</b></p><p>　　對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。</p><p><b>　　進料流量F=</b></p><p>　　聯(lián)立解得D=61.765 kmo

22、l/h , W=77.034 kmol/h</p><p>　　二、塔板數的確定 （一）、理論板層數NT的求取 </p><p>　　表1 按托尼方程常數</p><p>　　表2 甲苯乙苯氣液平衡</p><p>　　1、甲苯、乙苯的溫度-組成 </p><p>　　甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求

23、理論板層數。</p><p>　　根據（A、B、C為Antoine方程常數由手冊已查得如表1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</p><p>　　再根據泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)</p><p>　　數據（如表2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖1）及平衡曲 </p><p><b>　　線（如圖2）

24、。 </b></p><p><b>　　圖 1</b></p><p><b>　　</b></p><p>　　2、確定操作的回流比R</p><p>　　因q=1、xe=xf=0.4344在x～y圖上查得ye=0.4996。故有： </p><

25、p>　　而一般情況下R=(1.1～2)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.53</p><p><b>　　圖2</b></p><p>　　3、求操作線方程 精餾段操作線方程為：</p><p>　　L=R×D=3.53*61.765=218.03&l

26、t;/p><p>　　提餾段操作線方程為 </p><p>　　4、圖解法求理論板層數</p><p>　　精餾段操作線為經過點a(0.9475，0.9475)，c(0,0.2092)，與q線交與點d,而提留段操作線為經過點d、b(0.02298,0.02298)。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線，并繪出梯級（如圖2）。</p><

27、;p>　　圖解得總理論塔板數NT=13.5 （不含再沸器）。其中精餾段NT1=6.3塊，提餾段NT2=8.2塊，第9塊為加料板位置。</p><p>　　三、塔的操作工藝條件及相關物性數據的計算</p><p>　?。ㄒ唬⒉僮鲏毫τ嬎?塔頂操作壓力 ：PD＝101.3 kPa</p><p>　　每層塔板壓降 ：取△P＝0.7 kPa

28、 進料板壓力 ：PF＝101.3＋0.7×15＝111.8 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW＝111.8＋0.7×16＝123 kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝（101.3＋111.8）/2＝106.55 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm2＝（111.8＋123）/2＝117.4 kPa</p>&l

29、t;p>　　（二）、操作溫度計算 </p><p>　　查溫度-組成圖可得相應溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝111.5 ℃ 進料板溫度 ：TF＝123.2 ℃ </p><p>　　塔底溫度 ： TW＝136.983 ℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（111.5＋123.2）/2 = 117.35 ℃</p><

30、;p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2＝（123.2＋136.983）/2 = 130.0915 ℃</p><p>　　（三）、平均摩爾質量計算 精餾段摩爾質量: 由拉格朗日插入法得：</p><p><b>　　氣相組成： </b></p><p><b>　　液相組成： </b></

31、p><p>　　提餾段平均摩爾質量 :</p><p><b>　　氣相組成： </b></p><p><b>　　液相組成： </b></p><p>　?。ㄋ模?、平均密度計算</p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度（如表3），</p>

32、<p>　　液相平均密度用計算（ 式中表示質量分數）。</p><p><b>　　氣相平均密度用計算</b></p><p>　　表3 液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度</p><p>　　求得在平均溫度下甲苯和乙苯的密度</p><p>　　Tm1 = 117.35 ℃，， kg/m3</p

33、><p><b>　　， kg/m3</b></p><p>　　同理：Tm2 = 130.0915 ℃， kg/m3 ，</p><p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　精餾段液相平均密度:</p><p>　　氣相平均密度計算 kg/m3</p

34、><p><b>　　液相平均密度計算</b></p><p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　提餾段液相平均密度:</p><p>　　氣相平均密度計算 kg/m3</p><p><b>　　液相平均密度計算</b></p>

35、;<p><b>　　kg/m3</b></p><p>　　(五) 、相對揮發(fā)度</p><p><b>　　精餾段：由,，得，</b></p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　提餾段：由,得，</b><

36、/p><p><b>　　所以</b></p><p>　?。?、液體平均表面張力計算 </p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（如表4），將其以T為x軸、σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖（如圖4）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內的表面張力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.

37、1053T＋30.095</p><p>　　乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 </p><p>　　而液相平均表面張力用計算 </p><p>　　表4甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力</p><p>　　1、塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD＝111.5℃ 得：

38、 σDA=-0.1053×111.5＋30.095=18.4296 mN/m </p><p>　　σDB=-0.1016×111.5＋31.046=19.7904 mN/m</p><p>　　σDm=0.9945×18.4296＋(1-0.9945)×19.7904=18.4237mN/m 2、進料板液相平均表面張力的計算

39、 由TF＝123.2℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.1053×123.2＋30.095=17.122 mN/m</p><p>　　σFB=-0.1016×123.2＋31.046=18.5289 mN/m</p><p>　　σFm=0.4344×17.122＋（1－0.4344）×18.5289=17.9177

40、 mN/m</p><p>　　3、塔底液相平均表面張力的計算 由 TW＝136.983℃ 得： σWA=-0.1053×136.983＋30.095=15.6707 mN/m </p><p>　　σWB=-0.1016×136.983＋31.046=17.1285 mN/m</p><p>　　σWm=0.02298

41、×15.6707＋(1-0.02298)×17.1285=17.092 mN/m 4、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4237＋17.9177)/2=18.1707mN/m </p><p>　　5、提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.9177＋17.092)/2=17.5049 mN/m</

42、p><p>　　（七）、液體平均粘度計算 </p><p>　　表5 甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度</p><p>　　Tm1 = 117.35 ℃，, mPa·s</p><p><b>　　, mPa·s</b></p><p>　　同理;Tm2 = 130.0915

43、℃時， mPa·s， mPa·s</p><p>　　精餾段液相平均粘度 ： mPa·s</p><p>　　提餾段液相平均粘度：</p><p><b>　　mPa·s</b></p><p>　　實際塔板數Np的求取</p><p><b&

44、gt;　?。ò耍?、塔板效率：</b></p><p>　　精餾段：，Np1=6.3/0.583968=10.8，取Np1=11塊； </p><p>　　提留段：，NP2=7.2/0.592108=12.16；取Np2=13塊；</p><p>　　總塔板數：NP=Np1+Np2=24塊。</p><p>　　四、精餾塔的氣、液相

45、負荷計算</p><p>　　（一）、精餾段氣、液相負荷計算</p><p>　　L=R×D=3.53×61.765=239.7123</p><p>　　V=(R+1)D=4.53×61.765=299.1123</p><p><b>　　質量流量：kg/s</b></p>

46、<p><b>　　kg/s</b></p><p><b>　　體積流量: </b></p><p>　　（二）、提餾段氣、液相負荷計算</p><p>　　L=L+Qf=239.7123+138.799=378.5113</p><p>　　V=V+(q-1)F=299.1123&

47、lt;/p><p><b>　　質量流量：kg/s</b></p><p><b>　　kg/s</b></p><p><b>　　體積流量: </b></p><p>　　精餾塔的塔體工藝尺寸計算 </p><p><b>　　史密斯圖&l

48、t;/b></p><p>　　1、 精餾段塔徑的計算</p><p>　　取板間距HT=0.45m，取板上清液層高度 ＝0.07m。</p><p><b>　　液氣動能參數 ：</b></p><p>　　查Smith通用關聯(lián)圖得</p><p><b>　　負荷因子：<

49、/b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p><b>　　m/s</b></p><p><b>　　估算塔徑 ：，</b></p><p>　　圓整取，上下塔徑一致</p><p>　　塔截面積： AT1=0.785D2=0.785×

50、;2.22=3.7994 m2</p><p>　　空塔氣速： m/s</p><p>　　2、 提餾段塔徑的計算</p><p>　　取板間距HT=0.45m，取板上清液層高度 ＝0.07m。</p><p><b>　　液氣動能參數 ：</b></p><p>　　查Smith通用關聯(lián)圖得&

51、lt;/p><p><b>　　負荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ2=0.7μF=0.77587 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取.</p><p>　　塔截面積： AT2=0.785D2=0.785&

52、#215;2.22=3.7994 m2</p><p>　　空塔氣速： m/s </p><p>　　六、塔板主要工藝尺寸的計算 (一)、溢流裝置計算 </p><p>　　1、精餾段溢流裝置計算</p><p>　　因塔徑D＝2.2 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰。</p><p><b>　　各

53、項計算如下：</b></p><p><b>　?、?、堰長： 取</b></p><p>　?、凇⒁缌餮吒叨萮w1 </p><p>　　根據液流收縮系數圖可查得液流收縮系數E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度 hOW1可由Francis經驗公式計算得：</p><p>&

54、lt;b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　　③、弓形降液管寬度Wd1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數圖得：</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間：</p><p><b>　　精餾段： &

55、lt;/b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　　故降液管設計合理。 ④、降液管底隙高度</p><p><b>　　精餾段： 取則</b></p><p><b>　　提留段： 取則 </b></p><p>

56、;　?。ú灰诵∮?.02～0.025 m，滿足要求）</p><p>　　故降液管底隙高度設計合理。 </p><p>　?。ǘ?、塔板布置及浮閥數目與排列</p><p><b>　　塔板分布</b></p><p>　　本設計塔徑2.2m,采用分塊式塔板，以便通過人工裝拆塔板。</p><p>

57、;<b>　　浮閥數目與排列</b></p><p>　　精餾段：取閥孔動能因子,則孔速m/s</p><p>　　每層塔板上浮閥數目： 塊</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度</p><p>　　計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即： </p><p><b>　　其中 </b&

58、gt;</p><p><b>　　所以</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm</p><p><b>　　則排間距： mm</b></p><p>　　因塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間

59、距應小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作圖，得排閥數390個。 </p><p>　　按N=390重新計算： m/s</p><p><b>　　塔板開孔率：</b></p><p>　　提留段：取閥孔動能因子,則孔速m/s</p><p>　　每層塔板上浮閥數目： 塊</p>

60、<p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm</p><p><b>　　則排間距： mm</b></p><p>　　因塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應小些，取mm，按t=75mm, mm，以等腰三角形叉排方式作圖，得排閥數390個。 </p><

61、;p>　　按N=390重新計算： m/s</p><p><b>　　塔板開孔率：</b></p><p>　　七、塔板的流體力學計算</p><p>　?。ㄒ唬庀嗤ㄟ^浮閥塔板的壓降可根據計算</p><p>　　精餾段：干板阻力：m/s</p><p><b>　　因，故

62、</b></p><p><b>　　板上充氣液層阻力：</b></p><p><b>　　取，</b></p><p>　　液面表面張力及所造成的阻力：</p><p>　　此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當的高度為：</p><p><

63、;b>　　Pa</b></p><p>　　提留段：干板阻力：m/s</p><p><b>　　因，故</b></p><p><b>　　板上充氣液層阻力：</b></p><p><b>　　取，</b></p><p>　　液面

64、表面張力及所造成的阻力：</p><p>　　此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經塔板的壓降相當的高度為：</p><p><b>　　Pa</b></p><p><b>　?。ǘ⒀退?lt;/b></p><p>　　為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清夜高度。</p><

65、;p><b>　　,即</b></p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p>　　單層氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度：</p><p>　　液體通過液體降液管的壓頭損失：</p><p><b>　　板上液層高度：，則</b></p>

66、<p><b>　　取，已選定</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見，所以符合要求。</p><p><b>　　(2)提留段：</b></p><p>　　單層氣體通過塔板壓降所相當的液柱高度：</p><p

67、>　　液體通過液體降液管的壓頭損失：</p><p><b>　　板上液層高度：，則</b></p><p><b>　　取，已選定</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見，所以符合要求。</p><p><

68、b>　　（三）、物沫夾帶</b></p><p><b>　　精餾段：泛點率</b></p><p><b>　　泛點率</b></p><p><b>　　板上液體流經長度：</b></p><p>　　板上液流面積： </p><

69、p>　　查物性系數K=1.0,泛點負荷因數圖，得</p><p>　　對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。由以上計算可知，物沫夾帶能滿足（kg液/kg氣）的要求。</p><p><b>　?。?）提留段：</b></p><p>　　查物性系數K=1.0,泛點負荷因數圖，得</p><p>

70、　　對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。由以上計算可知，物沫夾帶能滿足（kg液/kg氣）的要求。</p><p><b>　　八、塔板負荷性能圖</b></p><p><b>　?。ㄒ唬?、物沫夾帶線</b></p><p><b>　　泛點率</b></p>&l

71、t;p>　　據此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值算出</p><p><b>　　提留段：</

72、b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　表6物沫夾帶線上的氣液體積流量</p><p><b>　　、液泛線</b></p><p>　　由此確定液泛線，忽略式中</p><p><b>　　精餾段：</b><

73、/p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內任取若干個值，算出的值。 </p><p><b>　　表7 液泛值<

74、;/b></p><p>　?。ㄈ?、液相負荷上限</p><p>　　液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于。</p><p>　　液體降液管內停留時間</p><p>　　以作為液體在降液管內停留時間的下限，則：</p><p><b>　?。ㄋ模⒙┮壕€</b></p>

75、<p>　　對于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　?。ㄎ澹?、液相負荷下限</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量

76、無關的豎直線。</p><p><b>　　取E=1.0，則</b></p><p>　　由以上作出塔板負荷性能圖 </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　所以精餾段的操作彈性為5.2/1.4=3.71</p><p><b>　　提留

77、段：</b></p><p>　　所以提留段的操作彈性為5.1/1.3=3.92</p><p>　　九、精餾塔的設計計算結果匯總一覽表</p><p><b>　　表 9</b></p><p>　　第四章 精餾過程流程圖</p><p><b>　　結束語</b&

78、gt;</p><p>　　課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。</p><p>　　設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結。通過自學及老師的指導和同學的幫助，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極

79、大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　這次化工原理的課程設計，從最開始的草稿，到后來的電子稿，我經過了一遍又一遍的修改，每次修改都伴隨著我很大的努力，當然也伴隨著我很大的進步，更使我明白理論離實踐的距離真的很遠。最開始是由于自己的粗心大意導致了理論板的卻定出現(xiàn)了錯誤，從而是的后面出現(xiàn)了一系列的錯誤，好在及時發(fā)現(xiàn)，

80、從新進行了計算。雖然浪費了時間但是也讓我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設計中我也收獲到了很多，學會了一些word中自己以前不會的的東西，加深學了Auto CAD 繪圖軟件，同時也讓我深深地感受到了同學們之間的友誼，感謝同學們對我的幫助和鼓勵，使我能夠順利的完成我的課程設計，同時也感謝幾位同學在CAD繪圖過程中對我的指導。在此，衷心的謝謝你們對我的幫助。設計中一定有很多疏漏和錯誤之處，懇請老師批評指正，并感