化工原理課程設(shè)計(jì)--苯——甲苯二元物系浮閥式式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、<p>　　化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì)</p><p>　　題目 苯----甲苯二元物系伏閥精餾塔設(shè)計(jì)</p><p>　　教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 </p><p>　　專業(yè)班級(jí) </p><p>　　學(xué)生姓名 </p><p>　　學(xué)生

2、學(xué)號(hào) </p><p>　　指導(dǎo)教師 </p><p>　　2011年12月 16日 </p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘 要1</b></p><p><b>

3、　　緒 論2</b></p><p><b>　　設(shè)計(jì)方案的選擇3</b></p><p>　　第一章 塔板的工藝的計(jì)算3</p><p>　　§1.1精餾塔的物料衡算4</p><p>　　§1.2各段理論塔板數(shù)的計(jì)算5</p><p>　　1

4、.2.1相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算5</p><p>　　1.2.2最小回流比的計(jì)算............................................</p><p>　　1.2.3精餾塔氣液相負(fù)荷11</p><p>　　1.2.4操作線方程的確定11</p><p>　　1-3-6 精餾塔理論塔板數(shù)的計(jì)算11</

5、p><p>　　1-3-7 板效率的計(jì)算12</p><p>　　1-3-8 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算14</p><p>　　第二章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)8</p><p>　　§2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算8

6、 </p><p>　　2.1.1操作壓力計(jì)算8</p><p>　　2.1.2操作溫度計(jì)算9</p><p>　　2.1.6平均密度的計(jì)算12</p><p>　　2.1.7液體平均表面張力的計(jì)算14</p><p>　　2.1.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算9</p><p>　

7、　2.1.4熱量衡算10</p><p>　　2.1.8氣液負(fù)荷計(jì)算：14</p><p>　　§2.2塔體工藝尺寸的計(jì)算15</p><p>　　2.2.1精餾塔塔徑的計(jì)算15</p><p>　　2.2.2精餾塔有效塔高的計(jì)算16</p><p>　　§2.3塔板工藝尺寸的計(jì)算16&

8、lt;/p><p>　　2.3.1溢流裝置的設(shè)計(jì)16</p><p>　　2.3.2浮閥布置設(shè)計(jì)17</p><p>　　2.3.3浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算19</p><p>　　§2.4塔板負(fù)荷性能圖22</p><p>　　2.4.1液沫夾帶線的繪制22</p><p>　　2.

9、4.2液泛線的繪制22</p><p>　　2.4.3漏液線（氣相負(fù)荷線的下限線23</p><p>　　2.4.4液相負(fù)荷的下限線的繪制24</p><p>　　2.4.5液相負(fù)荷的上限線的繪制24</p><p>　　2.4.6小結(jié)25</p><p>　　第三章 輔助設(shè)備及選型25</p>

10、<p>　　§3.1 接管的計(jì)算與選擇25</p><p>　　3.1.1進(jìn)料管的選擇25</p><p>　　3.1.2回流管的選擇26</p><p>　　3.1.3釜底出口管路的選擇26</p><p>　　3.1.4塔頂蒸汽管26</p><p>　　3.1.5加料蒸汽管的選擇

11、27</p><p>　　3.1.6茼體與封頭的設(shè)計(jì)26</p><p>　　3.1.7裙座的計(jì)算26</p><p>　　3.1.8除沫器的設(shè)計(jì)26</p><p>　　3.1.9人孔的設(shè)計(jì)29</p><p>　　3.2.0法蘭的設(shè)計(jì)29</p><p>　　第四章 塔高的計(jì)算

12、30</p><p>　　4.1塔頂高度的計(jì)算30</p><p>　　4.2塔底高度的計(jì)算30</p><p>　　4.3塔總高度的計(jì)算30</p><p>　　第五章 附屬設(shè)備計(jì)算30</p><p>　　5.1冷凝器的選擇30</p><p>　　5.2再沸器的選擇31<

13、/p><p><b>　　總結(jié)語(yǔ)32</b></p><p>　　表3-1篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表</p><p><b>　　主要符號(hào)說(shuō)明33</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn)35</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計(jì)教師

14、評(píng)分表36</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。</p><p>　　本文設(shè)計(jì)了浮閥精餾塔及其附屬元件的尺寸、管線路線的鋪設(shè)，并對(duì)摩爾分?jǐn)?shù)為0.5的苯

15、—甲苯二元溶液進(jìn)行精餾過(guò)程，其中塔頂使用全凝器，部分回流。按逐板計(jì)算理論板數(shù)為16。由平均粘度得到全塔效率為50%，從而得到了塔的精餾段實(shí)際板數(shù)為15塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為15。實(shí)際加料位置在第16塊板。確定了塔的主要工藝尺寸，塔板采用單溢流弓型降液管齒型堰如塔徑1.0米等。且經(jīng)過(guò)液泛線，漏液線，液相負(fù)荷上限，液相負(fù)荷下限的校核，確定了操作點(diǎn)符合操作要求。精餾段的操作彈性為4.77，提餾段的操作彈性為4.27，符合操作要求。</p&

16、gt;<p>　　關(guān)鍵詞： 苯 甲苯 精餾塔 浮閥 操作彈性</p><p><b>　　緒 論</b></p><p><b>　　1.精餾塔概述</b></p><p>　　精餾塔（fractionating column）是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔

17、兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。</p><p>　　關(guān)于各種類型塔板的介紹</p><p>　　主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；網(wǎng)孔塔板；垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無(wú)溢流塔板。</p><p><b>　?、?#160;泡罩塔板</b></p><p&

18、gt;　　泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu)特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達(dá)、液泛氣速低、生產(chǎn)能力小。 </p><p><b>　?、?#160;浮閥塔板</b></p><p>　　浮閥塔板是對(duì)泡罩塔板的改進(jìn)，取消了升氣管，在塔板開(kāi)孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù)氣體的流量自行調(diào)

19、節(jié)開(kāi)度。氣量較小時(shí)可避免過(guò)多的漏液，氣量較大時(shí)可使氣速不致過(guò)高，降低了壓降。</p><p><b>　?、?#160;篩孔塔板</b></p><p>　　篩孔塔板是最簡(jiǎn)單的塔板，造價(jià)低廉，只要設(shè)計(jì)合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的，目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。</p><p><b>　?、?#160;舌形塔板 </

20、b></p><p>　　舌形塔板是為了防止過(guò)量液沫夾帶而設(shè)計(jì)的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平，產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時(shí)從舌孔噴出的氣流，通過(guò)動(dòng)量傳遞推動(dòng)液體流動(dòng)，降低了板上液層厚度和塔板壓降。 </p><p><b>　?、?#160;網(wǎng)孔塔板 </b></p><p>　　網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開(kāi)孔的薄板制造，具

21、有舌形塔板的特點(diǎn)，并易于加工。</p><p><b>　?、?#160;垂直浮閥 </b></p><p>　　垂直浮閥是在塔板上開(kāi)有若干直徑為100-200mm的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開(kāi)有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度為零，液沫夾帶量很小。 </p><p><b>

22、;　?、?#160;多降液管塔板 </b></p><p>　　在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。</p><p><b>　?、?#160;林德浮閥 </b></p><p>　　林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計(jì)的高效低壓降塔板，在整個(gè)浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜孔，并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進(jìn)裝置。</

23、p><p><b>　?、?#160;無(wú)溢流塔板 </b></p><p>　　無(wú)溢流塔板是一種簡(jiǎn)易塔板，只是一塊均勻開(kāi)有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無(wú)降液管，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉。</p><p><b>　　2.儀器的選用</b></p><p>　　篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽

24、液傳質(zhì)設(shè)備。</p><p>　　它的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是塔板上開(kāi)有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離難度大、易結(jié)焦的物系）。</p><p>　　篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩板塔

25、制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦約高10%—15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。</p><p><b>　　精餾框架簡(jiǎn)圖</b></p><p>　　第 1 章 設(shè) 計(jì) 方 案&

26、lt;/p><p>　　1.1 裝置流程的確定</p><p>　　蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)。按過(guò)程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。</p><p&

27、gt;　　蒸餾通過(guò)物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實(shí)現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將原料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。</p><p>　　另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。</p>

28、<p>　　塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需進(jìn)一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求。</p><p>　　總之，確定流程時(shí)要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。</p><p>　　1.2 操作壓力的選擇<

29、/p><p>　　蒸餾過(guò)程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性物系，凡通過(guò)常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的物系，都能采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏性物系或者混合物泡點(diǎn)過(guò)高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對(duì)常壓下餾出物冷凝溫度過(guò)低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。甲苯和苯在常壓下就能夠分離出來(lái)，所以本實(shí)驗(yàn)在常壓下操

30、作就可以。</p><p>　　1.3 進(jìn)料狀況的選擇</p><p>　　進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料不僅對(duì)穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。</p>

31、<p>　　1.4 加熱方式的選擇</p><p>　　加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱使通過(guò)加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來(lái)的冷液進(jìn)行傳質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本設(shè)計(jì)塔釡采用間接

32、加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p>　　1.5 回流比的選擇</p><p>　　回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷

33、回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的1.5倍。</p><p>　　第一章 塔板的工藝的計(jì)算</p><p>　　§1.1主要基礎(chǔ)物性參數(shù)</p><p>　　表1—1 苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　表1—2 液相密度ρkg/m

34、3</p><p>　　表1—3 表面張力σmN/m</p><p>　　表1—4 粘度μLmPa</p><p>　　表1—5 汽化熱γkJ/kg</p><p>　　§1.2精餾塔實(shí)際塔板的計(jì)算</p><p>　　1.2.1精餾塔物料衡算</p><p>

35、;　　加料量：F=55Kmol/h 原料組成:XF=0.5 塔頂組成：XD=0.98 塔底組成:XW=0.03</p><p>　　總物料衡算 D+W=55</p><p>　　輕組分(苯)物料衡算 550.5=0.98D+0.03W </p><p>　　聯(lián)立兩式可解得

36、D=27.21kmol/h</p><p>　　W=27.79kmol/h</p><p>　　平均相對(duì)分子質(zhì)量:=78.11×0.5+92.14×﹙1-0.5﹚=85.13㎏／kmol =78.11×0.98﹢92.14×（1-0.98）=78.39㎏／kmol </p><

37、;p>　　=78.11×0.03+92.14×﹙1-0.03)=91.12㎏／kmol</p><p>　　故質(zhì)量流量：= D×=2132.9919㎏／h</p><p>　　=W×=2548.8988㎏／h</p><p>　　=F×=4682.15㎏／h</p><p><b&

38、gt;　　質(zhì)量分率：=</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　1.2.2塔板數(shù)的確定</p><p>　　1.最小回流比及操作回流比的計(jì)算</p><p>　　(1)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算</p

39、><p>　　查表3-21得常壓下苯---甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系如下表：</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得tF,tD,tW </p><p>　　得: tD =80.4℃</p><p>　　XF=0.5時(shí) 得tF =91.4℃</p><p>　　XW =0.03時(shí) 得

40、tW=108.79℃</p><p>　　1-2-2 相對(duì)揮發(fā)度m的計(jì)算</p><p>　　苯—甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即：</p><p>　　Lg=A- 式中：t：物系溫度，單位：℃ .：飽和蒸汽壓/Kpa，</p><p>　　A,B,C,—Antoine常數(shù)，見(jiàn)如下表1-2：</p><p>

41、<b>　　表1-2</b></p><p>　　即：苯-甲苯的安托因方程分別為：</p><p><b>　　對(duì)于塔頂：℃，則：</b></p><p><b>　　同理塔底：℃，則：</b></p><p><b>　　相對(duì)揮發(fā)度</b></p&

42、gt;<p>　　從而得到相平衡方程:x= (1)</p><p>　　1-2-3 最小回流比的計(jì)算</p><p><b>　　最小回流比的確定：</b></p><p>　　操作回流比R=1.5Rmin=1.83 </p><p

43、>　　2.精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　精餾段 ：L=RD=1.83×27.21=49.79kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.83+1)27.21=77kmol/h</p><p>　　提餾段： 49.79+155=104.79 kmol/h</p><p>　　77+0=77 kmol/h

44、</p><p>　　3.操作線方程的計(jì)算</p><p>　　精餾段操作線方程為： 提餾段操作線方程為：</p><p>　　4.精餾塔理論塔板的確定</p><p>　　由于塔頂是全凝器所以有</p><p>　　由精餾段操作線方程y=0.65x+0.35 得y2=0.9682</p><p&g

45、t;<b>　　由平衡線方程可得</b></p><p><b>　　同理可算出如下值：</b></p><p>　　所以總理論板數(shù)為16塊（包含再沸器）</p><p>　　精餾段理論板數(shù)為8，第9塊為進(jìn)料板，提餾段理論板數(shù)為8（含再沸器） </p><p>　　1-3-7 板效率的計(jì)算：<

46、/p><p>　　對(duì)于進(jìn)料，=91.4℃，由安托因方程可得：</p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　又℃， ℃</b></p><p><b>　　精餾段平均溫度：</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度

47、：</b></p><p>　　根據(jù)液體平均粘度公式： 可求得不同溫度下苯和甲苯的粘度。</p><p>　　對(duì)于苯(A)，其中， 即：</p><p><b>　　℃時(shí)，</b></p><p><b>　　℃時(shí)，</b></p><p>　　對(duì)于甲苯(B)

48、，其中， 即：</p><p><b>　　℃時(shí)，</b></p><p><b>　　℃時(shí)，</b></p><p>　　又精餾段的液相組成：</p><p>　　提餾段的液相組成： </p><p>　　精餾段的平均液相粘度：</p><p>　

49、　提餾段的平均液相粘度：</p><p><b>　　精餾段的板效率</b></p><p><b>　　提餾段的板效率</b></p><p>　　1-3-8 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算及全塔效率的計(jì)算</p><p>　　全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：，實(shí)際加料板為第17塊板.</p><p>

50、;　　§2.1精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　2.1.1操作壓力計(jì)算</p><p>　　塔頂壓強(qiáng) =101.325kPa，</p><p>　　每層塔板壓降 ΔP=0.7kPa，</p><p>　　進(jìn)料板壓力 =101.325+15×

51、0.7=111.8kPa，</p><p>　　塔底壓力 =101.325+30×0.7=122.3kPa</p><p>　　精餾段平均操作壓強(qiáng) Pm=(101.3+111.8)/2=106.55kPa</p><p>　　提餾段平均操作壓強(qiáng) pm’=(111.8+122.3)/2=117.05kPa</p>&

52、lt;p><b>　　全塔平均操作壓力</b></p><p>　　2.4.11 液相平均表面張力計(jì)算</p><p>　　液相平均表面張力計(jì)算依公式 = 計(jì)算</p><p>　　表2-8 液體表面張力 [1]</p><p>　　用內(nèi)插法求下苯，甲苯的表面張力。</p><p><

53、b>　　=81.4℃</b></p><p><b>　　=91.4℃，</b></p><p>　　= 108.79℃，</p><p>　　精餾段液相平均表面張力:</p><p>　　提餾段液相平均表面張力：</p><p><b>　　2.1.4熱量衡算<

54、/b></p><p><b>　　1.加熱介質(zhì)的選擇</b></p><p>　　選用飽和水蒸氣，溫度140℃，工程大氣壓為3.9atm.</p><p>　　原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減小，但蒸汽壓力不宜過(guò)高。</p><p>&

55、lt;b>　　熱量衡算：</b></p><p>　　由上面知道塔頂溫=80.4℃，=108.℃，=91.4℃</p><p>　　由不同溫度下苯和甲苯的摩爾汽化熱公式：Cp=a+bT+cT2</p><p>　　查表得，對(duì)于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058</p><p>　　對(duì)于甲苯，a

56、=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065</p><p>　　求得在、、下的苯和甲苯的汽化熱（單位：），和分別代表苯和甲苯的汽化熱。</p><p>　　tD=80.4℃ </p><p><b>　　=99.79 </b></p><p>　?。?tW=108.79℃</p&

57、gt;<p><b>　??；</b></p><p><b>　　=131.96</b></p><p>　　=91.8℃： </p><p><b>　　=115.09</b></p><p>　　=80.6℃: </p>

58、;<p><b>　　=</b></p><p>　　=393.49KJ/Kg</p><p>　　塔頂 </p><p><b>　　=</b></p><p>　　（1）0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓&

59、lt;/p><p><b>　　塔頂以0℃為基準(zhǔn)，</b></p><p><b>　?。?）回流液的焓</b></p><p>　　此為泡點(diǎn)回流，據(jù)圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)，用內(nèi)插法求得回流液組成下的=80.41℃,在此溫度下：</p><p><b>　　=</b></p&

60、gt;<p><b>　　=100.32</b></p><p>　　回流液組成與塔頂組成相同</p><p>　?。?）塔頂餾出液的焓</p><p>　　因餾出口與回流口組成一樣，所以</p><p>　?。?）冷凝器消耗的焓</p><p><b>　?。?）進(jìn)料口的

61、焓</b></p><p>　?。?）塔底殘留液的焓</p><p>　?。?）再沸器（全塔范圍列衡算式）</p><p><b>　　塔釜熱損失為，則</b></p><p>　　設(shè)再沸器損失能量損，損 </p><

62、p><b>　　加熱器實(shí)際熱負(fù)荷</b></p><p>　　表格1-5 熱量衡算表</p><p>　　2-1-3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p><b>　　由,可知： </b></p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量

63、的計(jì)算</p><p><b>　　由，可知：</b></p><p>　　塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　由,由相平衡方程得:</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　2-1-4 平均密度

64、</p><p>　　2.4氣相平均密度計(jì)算</p><p>　　表2-5 苯和甲苯的不同溫度下密度[2]</p><p><b>　　已知混合液密度：。</b></p><p>　　用內(nèi)插法求得苯，甲苯在,，溫度下的密度。</p><p>　　=81.0020℃ </p>&

65、lt;p><b>　　℃</b></p><p><b>　　=108.79℃</b></p><p><b>　　所以精餾段:</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　氣相平均密度計(jì)算</b&

66、gt;</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,即</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　?。?）精餾段的氣液體積流率：</p><p>　　由精餾段的氣液負(fù)荷：V=77Kmol/h， L=49.79K

67、mol/h 可得： </p><p>　?。?）提餾段的氣液體積流率： </p><p>　　由提餾段的氣液負(fù)荷V=77 Kmol/h L=104.79Kmol/h </p><p>　　2.2.1精餾塔塔徑的計(jì)算</p><p>　　（1）精餾

68、段塔徑 D 的計(jì)算</p><p>　　選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故－=0.34m</p><p>　　查化工原理課程設(shè)計(jì)P 得 ，C20=0.078</p><p>　　依式校正到物系張力為20.7118mN/m時(shí)的C：</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70 = 0.70=1.2120.70=0.848m

69、/s </p><p><b>　　則精餾段塔徑D=</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為D=1.2m</p><p>　　則精餾段塔截面積為AT=</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為U=</b></p><p>　　（2）提餾段塔徑D 的計(jì)算：</p&

70、gt;<p>　　選板間距=0.40m，取板上液層高度 =0.06m ，故－=0.34m</p><p>　　查化工原理課程設(shè)計(jì)P 得 ，C20=0.07 </p><p>　　依式校正到物系張力為19.3831mN/m時(shí)的C：</p><p>　　取安全系數(shù)為0.70 = 0.70=1.0830.70=0.781m/s </

71、p><p><b>　　提餾段塔徑D=</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為D=1.0m</p><p>　　提餾段塔截面積為At=</p><p><b>　　實(shí)際空塔氣速為</b></p><p><b>　　U= </b></p>

72、;<p>　　2.2.2精餾塔有效塔高的計(jì)算</p><p>　　精餾段有效塔高的計(jì)算</p><p>　　Z精=（N精-1） HT=(15-1) 0.40=5.6m</p><p>　　提餾段有效塔高的計(jì)算</p><p>　　Z提＝（N提－1） HT=(15-1) 0.40=5.6m</p><p>

73、　　選取進(jìn)料板上方、精餾段一處及提餾段一處各留一人孔且人孔高度h=0.8m</p><p>　　所以可知精餾塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=5.6+5.6+3*0.8=13.6m</p><p>　　§2.3塔板工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　2.3.1溢流裝置的設(shè)計(jì)</p><p>　　由精餾段塔徑D=1.0m則溢流裝置

74、可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p>　　溢流堰長(zhǎng) =0.70D=0.70×1.0=0.7m</p><p>　　出口堰高 h=h-h</p><p>　　式中 ：h ——板上液層高，取0.06m</p><p>　　h——板上方液頭高度</p><p&

75、gt;　　選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計(jì)算：</p><p>　　式中溢流收縮系數(shù)E可近似取為1</p><p><b>　　對(duì)于精餾段：</b></p><p>　　所以出口堰高：h=0.06-0.0011=0.049m</p><p><b>　　對(duì)于提餾段：</b></p>

76、<p>　　出口堰高：h=0.06-0.011=0.049m</p><p>　　降液管的寬度Wd與降液管的面積Af</p><p>　　由 查圖得 Wd/D=0.151，Af/AT=0.094</p><p>　　故 Wd=0.151×1.0=0.151m </p><p>

77、;　　Af=0.094×0.785=0.0738m2</p><p>　　計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即</p><p>　　故降液管設(shè)計(jì)符合要求。</p><p>　　降液管底隙高度h的計(jì)算</p><p>　　取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則降液管底隙高度h可依下式計(jì)算：</p><p>　

78、　對(duì)于精餾段： </p><p><b>　　故有</b></p><p><b>　　對(duì)于提餾段：</b></p><p>　　所以可知降液底隙高度設(shè)計(jì)合乎要求，且選用凹形受液盤深度為50mm。</p><p>　　2.3.2浮閥布置設(shè)計(jì)</p><p>　　浮

79、閥的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前應(yīng)用最廣泛的是F1型（相當(dāng)于國(guó)外V-1型）。F1型又分為重閥（代號(hào)為Z）和輕閥(代號(hào)為Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約32克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑d

80、0均為39mm。</p><p>　　閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等幾種，它又分為順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)兩相接觸情況較好，采用較多。對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時(shí)多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110mm等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。<

81、/p><p>　　當(dāng)氣體流量已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔板上浮閥的數(shù)目N即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速,并可按下式求得：</p><p>　　閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子來(lái)確定。反映密度為的氣體以速度通過(guò)閥孔時(shí)動(dòng)能的大小。綜合考慮對(duì)塔板效率、壓力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取=8～12，即閥孔剛?cè)_(kāi)時(shí)比較適宜，由此可知適宜的閥孔氣速為</p><p><b&

82、gt;　?、偎宸謮K</b></p><p>　　因D=1000mm>800mm，故采用分塊塔板，查表的分為三塊。</p><p>　?、谶吘壈捕▍^(qū)寬度的確定</p><p>　　取WS=WS=0.10m WC=0.050m</p><p>　?、鄹￠y數(shù)目，閥孔排列及塔板布置</p><p>　　

83、預(yù)選取發(fā)空功能因子 F0=12</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)目</p><p>　　其中 R=D/2–WC=1.0/2–0.05=0.45m</p><p>　　x=D/2–（Wd+WS）=1.0/2–0.151=0.349m</p><p

84、><b>　　提餾段：</b></p><p>　　2.3.3浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降</p><p><b>　　因?yàn)?</b></p><p>　?、诎迳下幼枇?即塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　選充氣因數(shù) ε

85、0=0.5</p><p>　　==0.5×0.06=0.03m</p><p>　　③液體表面張力造成的靜壓頭降</p><p>　　對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。</p><p>　　所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭=0.049+0.03=0.079m</p><p>　　換

86、算成單板壓降 △Pf=hfg=0.079×807.4196×9.81=625.742Pa<700 Pa</p><p><b>　　提餾段： </b></p><p><b>　　因?yàn)?</b></p><p>　?、诎迳下幼枇?即塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p

87、>　　選充氣因數(shù) ε0=0.5</p><p>　　==0.5×0.06=0.03m</p><p>　?、垡后w表面張力造成的靜壓頭降</p><p>　　對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。</p><p>　　所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭=0.0345+0.03=0.0645m</p>

88、;<p>　　換算成單板壓降 △Pf=hfg=0.0645×780.964×9.81=494.15Pa<700 Pa</p><p>　　降液管液面高度的計(jì)算</p><p>　　單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度hp1=0.084m </p><p>　　②液體通過(guò)降液管的靜壓頭降</p>

89、<p>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式</p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨龋?lt;/b></p><p><b>　　hL=0.07m,</b></p>

90、;<p>　　從而可知，符合防止液泛的要求。</p><p>　?。?）提餾段： </p><p>　　單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱高度hp2=0.0645m </p><p>　　②液體通過(guò)降液管的靜壓頭降</p><p>　　因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式</p><p><

91、b>　　式中</b></p><p><b>　　m</b></p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨龋?lt;/b></p><p><b>　　hL=0.07m,</b></p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求</p><p>

92、;<b>　　液沫夾帶量計(jì)算</b></p><p>　　判斷液沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率F1來(lái)完成的。泛點(diǎn)</p><p><b>　　塔板上液體流程長(zhǎng)度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p><b>

93、;　　m2</b></p><p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù)CF=0.127,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為</p><p>　　為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足<0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。&

94、lt;/p><p>　　提餾段：取系數(shù)k=1.0,泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.131</p><p>　　由以上計(jì)算可知，符合要求</p><p>　　根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段塔徑和各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。</p><p>　　§2.4塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　2.4.1液沫夾帶線的繪制&

95、lt;/p><p>　　液沫夾帶線上線時(shí)，ev=0.10Kg液/Kg干氣，泛點(diǎn)是80%.</p><p>　　則有 = </p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p><b>　　整理可得：</b></p><p><b>　

96、?。?）提餾段：</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　2.4.2液泛線的繪制</p><p>　　當(dāng)降液管中泡沫總高度=（HT+）時(shí)將出現(xiàn)液沫</p><p><b>　　由此確定液泛線</b></p><p>　　而式中閥孔

97、氣速U0與體積流量有如下關(guān)系。即</p><p><b>　　對(duì)于精餾段：</b></p><p><b>　　解得液泛方程 </b></p><p><b>　　對(duì)于提餾段： </b></p><p><b>　　解得液泛方程</b></p>

98、;<p>　　2.4.3漏液線的繪制</p><p>　　精餾段計(jì)算 取動(dòng)能因數(shù)F=5 </p><p><b>　　提餾段計(jì)算</b></p><p>　　因此不會(huì)產(chǎn)生漏液現(xiàn)象m3/s</p><p>　　2.4.4液相負(fù)荷的下限線的繪制</p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上

99、液層高度=0.006m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)</p><p><b>　　==0.006</b></p><p>　　式中 E=1 </p><p>　　2.4.5液相負(fù)荷的上限線的繪制</p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3-5秒，液體在降液管中停留時(shí)間為</p><

100、;p>　　以 t=5s座為液體在降液管中停留時(shí)間的下限</p><p><b>　　圖表1</b></p><p><b>　　圖表 2</b></p><p><b>　　2.4.6小結(jié)</b></p><p>　　從塔板負(fù)荷性能圖中可看出，按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流

101、量所得到的操作點(diǎn)P在適宜操作區(qū)的適中位置，說(shuō)明塔板設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　因?yàn)橐悍壕€在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。</p><p>　　按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得</p><p>　　精餾段氣相負(fù)荷上限Vsmax=1.05 m3/s,氣相負(fù)荷下限Vsmin=0.22 m3/s，所以可得</p&

102、gt;<p>　　精餾段氣相負(fù)荷上限Vsmax=1.00475 m3/s,氣相負(fù)荷下限Vsmin=0.28 m3/s，所以可得</p><p>　　塔板的這一操作彈性在合理的范圍(3～5)之內(nèi)，由此也可表明塔板設(shè)計(jì)是合理的。</p><p>　　第三章 輔助設(shè)備及選型</p><p>　　§3.1 接管的計(jì)算與選擇</p>&

103、lt;p>　　3.1.1進(jìn)料管的選擇</p><p><b>　　進(jìn)料的質(zhì)量流率：</b></p><p><b>　　進(jìn)料的體積流率：</b></p><p>　　則進(jìn)料管的直徑可由以下公式計(jì)算：</p><p>　　式中：為料液在進(jìn)液管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p>&

104、lt;p>　　同時(shí)設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料管不同時(shí)間內(nèi)進(jìn)料，且每個(gè)進(jìn)料管的進(jìn)料量均為：</p><p>　　3.1.2回流管的選擇</p><p>　　冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過(guò)高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高。 </p><p><b>　　即回流管設(shè)計(jì)如下：</b></p><p><b>

105、　　回流管的質(zhì)量流率：</b></p><p>　　回流管直徑依下式計(jì)算：</p><p>　　式中：為液料在回流管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p><p>　　3.1.3釜底出口管路的選擇</p><p><b>　　釜底料液的質(zhì)量流量</b></p><p>　　釜底料液的體積

106、流量 </p><p>　　釜底出口管直徑依下式計(jì)算：</p><p>　　式中：為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s</p><p>　　3.1.4塔頂蒸汽管</p><p>　　從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過(guò)大壓降，特別在減壓過(guò)程中，過(guò)大壓降會(huì)影響塔的真空度。</p><p>　　即

107、塔頂蒸汽管設(shè)計(jì)如下：</p><p>　　塔頂蒸汽管直徑依下式計(jì)算：</p><p>　　式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=20m/s；</p><p>　　近似取為精餾段的體積流率，且=0.6。</p><p>　　3.1.5 加料蒸汽管的選擇</p><p>　　加料蒸汽管直徑依下式計(jì)算：</p>

108、<p>　　式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=23m/s；</p><p><b>　　3.1.6封頭</b></p><p>　　(2) 封頭的設(shè)計(jì)</p><p>　　封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1000mm，可查得曲面高h(yuǎn)l=250mm,直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積1.

109、2096，容積V=0.1623</p><p>　　3.1.9人孔的設(shè)計(jì)</p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔6-8塊板開(kāi)設(shè)一個(gè)孔，本塔分別在第8、14、21塊板處（從上往下數(shù)）開(kāi)設(shè)一個(gè)人孔，即可。在設(shè)置人孔處，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為80

110、0mm,人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。3.2.0 法蘭</p><p>　　由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)的法蘭。</p><p>　　進(jìn)料管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97</p><p>　　回流管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97</p>

111、<p>　　塔底出料管法蘭：DN20PN105HG20592-97</p><p>　　塔頂蒸汽管法蘭：DN150PN105HG20592-97</p><p>　　塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭：DN150PN105HG20592-97</p><p>　　第五章 附屬設(shè)備計(jì)算</p><p>　　即代 入已得數(shù)據(jù)可得 H=14.98m

112、第五章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</p><p>　　5.1 冷凝器的選擇</p><p>　　有機(jī)蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500-1500kcal/(℃)本設(shè)計(jì)取℃）=2926kJ/(℃)</p><p>　　出料液溫度：80.4℃（飽和氣）80.4℃（飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：20℃35℃</p>

113、<p><b>　　逆流操作：</b></p><p>　　傳熱面積：根據(jù)全塔熱量衡算，得</p><p><b>　　設(shè)備型號(hào)：</b></p><p>　　5.2 再沸器的選擇</p><p>　　選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取。</p><p>　　料

114、液溫度：80.4℃100℃,水蒸汽溫度120℃120℃</p><p><b>　　逆流操作： ℃</b></p><p><b>　　℃</b></p><p>　　換熱面積：根據(jù)全塔熱量恒算，得 </p><p><b>　　設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表：</b></p>

115、<p><b>　　總結(jié)語(yǔ)</b></p><p>　　經(jīng)過(guò)這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上機(jī)敲電子版，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案，全部計(jì)算過(guò)程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。</p><p>　　首先我要再這里十分感謝我的指導(dǎo)教師張福順老師和張振坤老師以及幫助過(guò)我的同學(xué)們，在你們的幫助下使我對(duì)化工原理單元操作有了更深刻的認(rèn)識(shí)，使我

116、通過(guò)自己動(dòng)手動(dòng)腦的設(shè)計(jì)過(guò)程對(duì)工程師有了新的體驗(yàn)。也更一步憧憬那樣的工作。非常感謝你們。</p><p>　　課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。</p>

117、<p>　　設(shè)計(jì)過(guò)程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺(jué)得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)

118、，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^(guò)與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p><b>　　感謝您的閱讀。</b></p><p>　　主要符號(hào)說(shuō)明號(hào)說(shuō)明主要符號(hào)說(shuō)明主要符號(hào)說(shuō)明</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)文獻(xiàn)</b></p><p>

119、　　[1]. AutoCAD 2002培訓(xùn)教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003。</p><p>　　[2]. 譚天恩，麥本熙，丁惠華等?；ぴ恚ㄉ希奖?，北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1984</p><p>　　[3]. 顧毓珍：化學(xué)工程3.3（1936）。</p><p>　　[4]. 天津大學(xué)化工原理教研室，化工原理(上，下)，天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，1994

120、。</p><p>　　[5]. 盧煥章，石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1982。</p><p>　　[6]. 天津大學(xué)化工原理教研室，化工原理課程設(shè)計(jì)，天津：天津大學(xué)出版社，1995。</p><p>　　[7]. 張受謙.化工手冊(cè)(上卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1986。</p><p>　　[8]. 張受謙.化工手冊(cè)

121、(下卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,1984。</p><p>　　[9]. 大連理工大學(xué)化工原理教研室編 化工原理 大連理工大學(xué)出版社 1992。</p><p>　　[10]. 周大軍,揭嘉.化工工藝制圖.北京:化學(xué)工業(yè)出版社教材出版中心,2005。</p><p>　　[11]. 賀匡國(guó).化工容器及設(shè)備簡(jiǎn)明設(shè)計(jì)手冊(cè).北京：化學(xué)工業(yè)出版社,2002。<