苯氯苯板式精馏塔设计

苯氯苯板式精馏塔设计 天津科技大学2012届本科生毕业设计 第一章 绪 论 一个国家化工产业的发展程度在很大意义上衡量着这个国家的工业水平和国防实力。精馏塔是化工生产中必不可少的塔设备。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。20世纪初，随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备开始被广泛采用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作等方面的数据和经验。当时，炼油工业中多用泡罩塔，无机酸碱工业则以填料塔为主，则筛板塔因当时尚无精确的设计方法和操作经验，故未能广泛使用。20世纪中期，为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还得对原有得塔设备进行技术改造，故而陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。 精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品。氯苯的作用是涉及国防和民生的各个领域。染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT， 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨，化工生产中用作溶剂和传热介质，分析化学中用作化学试剂。事实上，作为传统工业中发展较为成熟的技术之一，精馏塔设计分离技术发展至今，已经相当成熟，并且早已付诸实践和应用。为了完成本课程设计，笔者参阅了大量文献，参考了精馏系统的设计范例、权威设计 手册 华为质量管理手册 下载焊接手册下载团建手册下载团建手册下载ld手册下载 、多种国家 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 ，，力求设计结果的合理性和实用性。工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 工业生产对塔板的要求主要是:?通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。?塔板效率要高。?塔板压力降要低。?操作弹性要大。?结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率;对于处理量大的一般性分离(如原油蒸馏等)，主要是考虑通过能力大。为了满 ，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹足上述要求，近30年来 带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型(如筛板塔)也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时(以气液系统为例)，液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出;气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。 本文的主要设计内容可以概括如下:1，分析设计条件，确定设计方案;2，精馏塔的工艺计算;3，精馏塔及塔板的工艺尺寸计算;4，附属设备选型;5，塔的结构设计和强度校核;6，精馏塔装配图绘制;7，带控制点的工艺流程图设计。 第二章 设计方案确定与说明 2.1 精馏流程 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却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 图2-1板式精馏塔的工艺流程简图 2.2 设计方案的特点及确定 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有:泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞;但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大;其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底;塔板开孔率大，故生产能力大;由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大;因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 第三章 精馏塔的工艺计算 3.1 回流比的选择 在精馏分离的整个过程中，回流比是精馏的核心，是回流比是精馏设计和操作的重要参数。回流比的大小不仅影响所需的理论塔板数、塔径、塔板的结构尺寸，还影响加热蒸汽和冷却水的消耗量。回流比的选取范围是在最小回流比至无穷大之间。若选取的回流比太大，不仅使加热蒸汽及冷却水的消耗量增大，操作费增大，还可能影响塔径，使设备投资费用也增大。同时太大的回流比使塔在操作时改变回流比，调节塔的分离能力的作用也大大减小。因此，根据给出的设计条件，操作回流比取最小回流比的2倍。 3.2 全塔的物料衡算 F:原料液流量 (kmol/s) :原料组成(kmol%) xF D:塔顶产品流量(kmol/s) :塔顶组成(kmol%) xD W:塔底残液流量(kmol/s) :塔底组成(kmol%) xW 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/mol和112.61kg/mol。 0.44/112.5x,,0.35F0.44/112.5，(1,0.44)/78.11 0.98/112.5x,,0.97 D0.98/112.5，0.02/78.11 0.02/112.5x,,0.014W0.02/112.5，0.98/78.11 平均摩尔质量 M,78.11，0.65，0.35，112.61,90.15kmol/hF M,78.11，0.03，0.97，112.61,111.47kmol/h D M,78.11，0.986，0.014，112.61,78.60kmol/hW 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件:一年以330天。一天以24小时计，有 390000，10，0.44/112.5，1,0.44/78.11，，,, F,,138.38kmol/h330，24 全塔物料衡算: , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 总物料衡算 F = D + W 苯物料衡算 0.44F=0.02D+0.98W 联立解得 F=138.38kmol/h D=77.95kmol/h W=60.43kmol/h 3.3 精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 表3-1常压下苯—氯苯气液平衡组成(摩尔)与温度关系 温度/? 液相 气相 温度/? 液相 气相 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267 0.61 3.3.1精馏塔平均温度 利用表3-1中数据由拉格朗日插值法可求得、、。 tttWFD 110,100t,110F,,t,95.39 (1) :? tFF0.267,0.4470.35,0.267 80.02,90t,80.02D,,t,80.34 (2) :? tDD1,0.690.98,1 131.8,130t,131.8W,,t,129.12 (3) : ? tWW0,0.01950.014,0 ，95.39，80.34ttFD,,,87.87 (4) 精馏段平均温度:t? 122 ，95.39，129.12ttFW,,,112.26t (5) 提馏段平均温度:? 222 3.3.2气、液相的密度的计算 aa1ABM,， 已知:混合液密度:(质量分率，为平均相对分子质量)，a,,,LAB 不同温度下苯和氯苯的密度见表3-2。 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 3 表3-2 不同温度下苯和氯苯的密度() ,kg/m 温度 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 TPM0 混合气密度: ,,L22.4TP0 (1)精馏段: t,87.87? 1 90,80.0287.87,80.02液相组成: x,,x,0.78110.69,1x,11 90,80.0287.87,80.02气相组成: y,,y,0.94110.916,1y,11 M,0.78，112.5，1,0.78，78.11,104.93kg/kmol，，L1所以 ，，M,0.94，112.5，1,0.94，78.11,110.44kg/kmolV1 (2)提馏段: t,112.26 ? 2 120,110112.26,110 液相组成: x,,x,0.24220.129,0.267x,0.2672 120,110112.26,110 气相组成: y,,y,0.56220.378,0.61y,0.612 M,0.24，112.5，1,0.24，78.11,86.36kg/kmol，，L2所以 ，，M,0.56，112.5，1,0.56，78.11,97.37kg/kmolV2 求得在和温度下苯和氯苯的密度。 tt12 t,87.87? 1 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 90,8087.87,803,,,,808.34kg/m苯,1028,1039,817苯 90,8087.87,803,,,,1030.34kg/m 氯苯1028,1039,1039,氯苯 同理可得: 3,,779.51kg/m苯 ?， t,112.2623,,1005.51kg/m氯苯 在精馏段，液相密度: ,L1 10.78，112.5/0.78，112.5，78.11，1,0.781,0.16,,，，,，,808.341030.34 L1 3,,833.33kg/mL1 气相密度: ,V1 110.44，273.153 ,,,3.73kg/mV1，，22.4，273.15，87.87 在提馏段，液相密度: ,L2 10.24，112.5/0.24，112.5，1,0.24，78.111,0.687,,，，,，,779.511005.51 L2 3,,925.93kg/mL2 气相密度: ,V2 97.37，273.153 ,,,3.29kg/mV2，，22.4，273.15，112.26 3.3.3 混合液体表面张力 不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。 表3-3 苯和氯苯不同温度下的表面张力() mN/m 温度(?) 80 85 110 115 120 131 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 σ 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 t,87.87 精馏段? 1 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 苯的表面张力: 110,8517.3,20.6m78.113w ,,,,20.1V,,,97.64cm/molm苯110,87.8717.3,,833.33,w苯 氯苯的表面张力; 110,85110,87.87m112.53o ,,,,25.36V,,,30.16m/molo氯苯22.7,25.722.7,,3.73,o氯苯222xV1,xV 0,,,www，，，，,,xVxV，XVxVxV，xV 000000000，，,，，wwww 21,0.78，93.73,,，，,,0.41，，0.78，30.16，0.22，93.73，0.78，30.16 2,,,w,,B,lg,lg0.41,,0.387 ,,,o,, 2/3，，Vq,,,2/3ooQ,0.441，，,V,,,,,wmTq,,，， 2/3,,220.1，30.16,,2/3,, ,0.441，，,25.36，93.73,,1.04 ,,,,87.87，273.152,,,, A,B，Q,,0.387,1.04,,1.43 2,,,sw,,A,lg,,，,,1 联立方程组 swso,,,so,, 代入求得: ,,,0.375,,0.625swso 1/41/41/4,,0.375，25.36，0.625，20.1,2.165 m ,,21.37m t,112.26 提馏段? 2 苯的表面张力; 115,110115,112.26m78.113w,, ,,,17.07,V,,,84.36cm/molm苯,,16.8,17.316.8,925.93w苯 氯苯的表面张力: 115,11022.2,22.7m112.53o,, ,,,22.47,V,,,34.19m/molo氯苯,,,115,112.2622.2,3.29o氯苯 , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 22,1,0.24，84.36，，,,w,,6.93,,0.24，38.14，，，0.76，84.36，0.24，34.19o 2,,,,w,,,B,lg,lg6.93,0.84,,, , o,, 2/3,,217.07，34.19,,2/3,,,Q,0.441，，,22.47，84.36,,0.783,,,,112.26，273.152,,,, ,,,A,B，Q,0.84,0.783,0.057 2,,,,sw,,,,, 联立方程组 A,lg,,，,,1swso,,,,so,, ,,,,0.63,,,0.37 代入求得: swsi ,,,19.45 求得 m 3.3.4混合物的黏度 查化工原理附录11可得 ,,0.27mPa,s，,,0.35mPa,s t,87.87?， 1苯氯苯 ,,0.19mPa,s，,,0.26mPa,s t,112.26?， 2苯氯苯 精馏段黏度: ,x，1,x，，,,,111苯氯苯 ，，,0.27，0.78，0.35，1,0.78,0.2875mPa,s 提馏段黏度: ,x，1,x，，,,,222苯氯苯 ，，,0.19，0.24，0.26，1,0.24,0.2432mPa,s3.3.5 相对挥发度 x,0.78,y,0.94 精馏段挥发度:由得 AA x,0.22,y,0.06 BB yx0.94，0.22AB 所以 相对挥发度 ,,,,4.12yx0.06，0.78BA ,,x,0.24,y,0.56 提馏段挥发度:由得 AA ,,x,0.76,y,0.44 BB , 天津科技大学2012届本科生毕业设计 ,,yx0.56，0.76AB 所以 相对挥发度 ,,,,4.03,,yx0.44，0.24BA 3.3.6 气液相体积流量计算 y,0.74x,x,0.35 在图上，因，查得，而， x,0.97x~yq,1eeFD xy,0.97,0.74De 故有: R,,,0.59minyx,0.74,0.35ee 取 R,2R,2，0.59,1.18min , 精馏段: L,RD,1.18，77.95,91.98kmol/h,0.0256kmol/s ，，，，V,R，1D,1.18，1，77.95,169.93kmol/h,0.0472kmol/s M,104.93kg/kmol,M,110.44kg/kmolLV11 3,,833.33kg/m 已知: L1 3,,3.73kg/mV1 L,ML,104.93，91.98,9651.46kg/h1L1 则有质量流量: V,MV,110.44，169.93,18767.07kg/h1V1 L9651.46331L,,,11.58m/h,0.00322m/ss1,833.33L1 体积流量: V18767.07331V,,,5031.39m/h,1.4m/ss1,3.73V1 , 提馏段: 因本设计为饱和液体进料，所以。 q,1 138.38,L,L，qF,0.0256，1，,0.064kmol/s 3600 ,，，V,V，q,1F,0.0472kmol/s M,86.36kg/kmol,M,97.37kg/kmolLV22 3,,925.93kg/m 已知: L2 3,,3.29kg/mV2 则有质量流量: ,L,ML,86.36，0.064,5.53kg/s22L ,V,MV,97.37，0.0472,4.6kg/s 22V W,L,V,0.93kg/s22 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 L5.5332L,,,0.00597m/ss2,925.93L2 体积流量: V4.632V,,,1.4m/ss2,3.29V2 3.4塔板的计算 3.4.1操作线方程的计算 RxDy,x，,0.54x，0.44精馏段操作线方程: n，1nnR，1R，1 ,LWy,x,x,,0.0739x，1.074提馏段操作线方程: m，1mWm,,L,WL,W 表3-4 相关数据表 温度，(?) 80 90 100 110 120 130 131.8 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 两相摩 尔分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 图3-1 苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解 3.4.2实际塔板的确定 作图得精馏段理论板数为3.7块 提馏段理论板数为5.8块 (1)精馏段 已知: ,,4.12,,,0.2875mPa,sL1 ,0.245E,0.49，4.12，0.2875,0.47，，T N3.7T 所以:块，取实际板数为8块 N,,,7.87精PE0.47T )提馏段 (2 ,,4.03,,,0.2432mPa,sL2 已知: ,0.245，，E,0.49，4.03，0.2432,0.495T N5.8T 所以:块 取实际板数为12块 N,,,11.72p提E0.495T N,N，N,8，12,20全塔所需实际塔板数:块 PP精P提 N10,1T全塔效率 E,,，100%,45%TN20P 加料板位置在第10块板。 3.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 3.5.1塔径的计算 (1)精馏段 ,,,LV，，u0.6~0.8u,uC,，, 由，式中C可由史密斯关联图查出: maxmax,V 1/21/2,,,L11.58833.33,,sL11,, 横坐标数值: ，,，,0.0344,,,,V,5031.393.73,,sV,,11 0.45~0.60mH,0.45m 初取板间距:通常板间距取，则取，板上液层高度T h,0.06m， 则 H,h,0.45,0.06,0.39mLTT ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 图3-2 史密斯关联图 0.20.2,21.37,,,,C,0.088,C,C,0.088，,0.089 查史密斯关联图可得: ,,,,20202020,,,, 833.33,3.73 u,0.089，,1.31m/smax3.73 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u,0.7u,0.7，1.31,0.917m/s max 4V4，1.4s D,,,1.47m 按标准塔径圆整为1.6m ,u3.14，0.917 ,222A,D,0.785，1.6,2.01m 横截面积: T4 1.4 实际空塔气速: u,,0.70m/s2.01 (2)提馏段 1/21/2,,,L21.49925.93,,sL22,, 横坐标数值: ，,，,0.0715,,,,V,50403.29,,sV22,, ,,H,0.45m,h,0.06m 取板间距，则有 H,h,0.45,0.06,0.39mTLTT ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 0.20.2,19.45,,,,C,C,0.084，,0.084,,,,202020,,,, 925.93,3.29,u,0.084，,1.37m/smaxC,0.082 查图可知, 3.2920 ,u,0.7u,0.7，1.37,0.96m/s2max 4V4，1.4s2D,,,1.36m2,u3.14，0.962 22, 根据顶标准圆整为1.60m。横截面积: A,0.785，1.6,2.01mT 1.4, 空塔气速: u,,0.70m/s22.01 3.5.2 溢流装置 (1)堰长 lw 0.6~0.8当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。 l,0.65D,0.65，1.6,1.12m 取 w (2)出口堰高 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 2/3,,l2.84h,,h,E 堰上液高度按公式 近似取 hE,1owow,,1000lw,, 2/32.8411.58,,h,，,0.0131m,,ow ,精馏段: 10001.12,, h,h,h,0.06,0.0131,0.0469mwLow 2/32.8421.49,,h,，,0.0204m,,ow ,提馏段: 10001.17,, ,,,h,h,h,0.06,0.0204,0.0396mwLw (3)弓形降液管的宽度和横截面积 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 l/D与W/D、A/A关系图 图3-3 wdfT l1.12w 由 ,,0.7D1.8 AWfd,0.09,,0.15 查上图得， ADT 2A,0.09，2.01,0.181m,W,0.15，1.6,0.24m 则: fd 验算降液管内停留时间: AH0.181，0.45fT 精馏段: ,,,,25.30sL0.00322s1 ,AH0.181，0.45fT, 提馏段: ,,,,13.64sL0.00597s2 停留时间，所以降液管可使用。 ,,5s (4)降液管底隙高度 精馏段: L0.00322s1u,0.08m/s 取降液管底隙的流速，则有 h,,,0.036m00lu1.12，0.08w0 h,0.04m 取 0 提馏段: L0.00597s2,,u,0.08m/s 取降液管底隙的流速，则有 h,,,0.067m00,lu1.12，0.08w0 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 ,h,0.07m 取 0 , 因为不小于20mm，故满足要求。 hh00 3.5.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (1) 塔板分布 D,1.6m本塔塔径为，采用分块式塔板，查下表得。塔板为4块。 表3-5 不同塔径的分块式塔板数 塔径mm 8001200 14001600 18002000 22002400 ,,,,塔板分块数 3 4 5 6 (2) 浮阀数目与排列 , 精馏段: 取阀孔动能因子，则孔速为: uF,12010 F120 u,,,6.22m/s 01,3.73V1 d,50mm 取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 v d/d,0.75~0.85d,50，0.8,40mm，所以取阀孔孔径 0v0 每层塔板上浮阀数目为: V1.41s 块(采用型浮阀) FN,,,18012,0.785，0.04，6.222du004 W,0.06mW,0.10m 取边缘区宽度，破沫区宽度。 cs x,，，222A,xR,x，R 计算塔板上的鼓泡区面积，即: 2arcsina,,R180，， D1.6R,,W,,0.06,0.74mc22 其中 D1.6，，，，x,,W，W,,0.24，0.10,0.46mds22 3.140.46，，2222 所以 A,2，0.46，0.74,0.46，，0.84arcsin,1.04ma,,1800.74，， ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t,75mm ,65~110mm 排间距一般取 t A1.04a, 则排间距: t,,,0.077m,77mmN180，0.075t 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占 ,去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小些，故取mm，按t,70 ,，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中心t,75mm,t,70mm 到塔壁的距离为80mm,与进口堰、溢流堰的距离为90mm,刚开孔部分的长边为 ，短边为l,1.6,2W,2，0.09,0.94m l,1.6,2，0.08,1.64m2d1 所以作图可得浮阀数为205个。 N,205 按重新计算孔速和阀孔动能因数。 1.4,u,,5.44m/s0120.785，0.04，205 ,F,5.44，3.73,10.500 阀孔动能因数变化不大，仍在9,13范围内。 u0.7塔板开孔效率 ,,,，100%,12.87%,u5.440 , 提馏段 F120,u,,,6.63m/s取阀孔动能因数，则 F,12020,3.29V2 V1.42s,每层塔板上浮阀数目为:块 N,,,1682,0.785，0.04，6.632,du0024 1.04,t,,82.5mm按，估算排间距为 t,75mm168，0.075 ,t,80mm取，排得阀数为179个。 按重新计算孔速和阀孔动能因数 N,179 1.4u,,6.23m/s0220.785，0.04，179 F,6.41，3.29,11.2802 阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内。 u0.7塔板开孔效率 ,,,，100%,11.24%u6.230 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 3.6 精馏塔塔板的流体力学计算 3.6.1 精馏塔塔板的压降计算 h,h，h，h 气相通过浮阀塔板的压降可根据计算 pc1, , 精馏段 73.173.11.8251.825u,,,5.11m/s 干板阻力:c01,3.73V1 22,u3.73，5.44V101u,u 因为，故: h,5.34，,5.34，,0.036m010c1c1,2g2，833.33，9.8L1 板上充气液层阻力: 取,,0.5,h,,h,0.5，0.06,0.03m 0L10L 液体表面张力所造成的阻力: 此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为: h,0.036，0.03,0.066mP1 ,p,h,g,0.066，833.33，9.8,539.00PaP1P1L1 , 提馏段 73.173.11.8251.825u,,,5.47m/s 干板阻力: c02,3.29V2 22,u3.29，5.47V202u,u 因，故: h,5.34，,5.34，,0.029m/s020c2c2,2g2，925.93，9.8L2 ,,0.5,h,,h,0.5，0.06,0.03m 板上充气液层阻力:取 0L20L 液体表面张力所造成的阻力: 此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为: h,0.029，0.03,0.059mP2 ,P,h,g,0.065，925.93，9.8,535.37PaP2P2L2 3.6.2 淹塔 为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。 ，，H,,H，H,即H,h，h，h dTWdpLd , 精馏段 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度: h,0.066mP1 液体通过液体降液管的压头损失: 22,,L0.00322,,s1,, h,0.153,0.153，,0.00080m,,d1,,lh1.12，0.04,,w,,01 板上液层高度: h,0.06m,则H,0.066，0.0008，0.06,0.127mLd1 取，已选定 H,0.45m,h,0.0469m,,0.5Tw1 ，，，， 则,H，h,0.5，0.45，0.0469,0.248m Tw1 ，，H,,H，h 可见，所以符合防止淹塔的要求。 d1Tw1 , 提馏段 单板压降所相当的液柱高度:h,0.059m P2 液体通过液体降液管的压头损失: 22,,L0.00597,,s2,, h,0.153,0.153，,0.00089m,,d2,,lh1.12，0.07,,w,,02 H,0.059，0.00089，0.06,0.12m 板上液层高度:h,0.06m，则 Ld2 ，，，，,H，h,0.5，0.45，0.0396,0.245m 取,,0.5，则 Tw2 ，，H,,H，h 可见，所以符合防止淹塔的要求。 d2Tw2 3.6.3 雾沫夹带 , 精馏段 ,V1VLZ，1.36s1s1L,,,LV11泛点率,，100%KCAFb ,V1Vs1,,,11LV 泛点率,，100%KCA0.78FT Z,D,2W,1.6,2，0.24,1.12m 板上液体流经长度: Ld 2A,A,2A,2.01,2，0.181,1.648m 板上液流面积: bTf ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 查得物性系数，泛点负荷系数 C,0.103K,1.0F 3.731.4，，1.36，0.00322，1.12833.33,3.73泛点率,，100%,58.32%1.0，0.101，1.648 3.731.4，833.33,3.73泛点率,，100%,53.05%0.78，1.0，0.101，2.01 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可 知，物沫夹带能够满足的要求。 , 提馏段 取物性系数，泛点负荷系数图 2.951.36，，1.36，0.00632，1.314952.38,2.95泛点率,，100%,41.99%1.0，0.101，2.054 2.951.36，952.38,2.95泛点率,，100%,37.88%0.78，1.0，0.101，2.54 由计算可知，符合要求。 3.7 塔板负荷性能计算 3.7.1 雾沫夹带线 ,VV，1.36LZssL,,,LV泛点率, KCAFb 由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算: , 精馏段: 2.71，1.36，，1.12VLss800,2.710.8, 1.0，0.103，1.648 0.136,0.067V，1.52LV,2.03,22.69L 整理得:，即 ssss 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L值算出V。 ss , 提馏段: ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 3.29,,，1.36，，1.12VLss925.93,3.290.8, 1.0，0.101，1.648 ,,,,V,2.23,25.46L0.133,0.0597V，1.52L整理得:，得 ssss 3L/m/s，，0.020.01s 精馏段 31.81.58，，V/m/ss 3,L/m/s，，0.020.01s 提馏段 3,1.981.72，，V/m/ss 3.7.2 液泛线 ，，,H,h,h，h，h,h，h，h，h，h TwpLdcl,Ld 22/32，，,,,,,2.843600uLLV0ss,,,,,,,,5.340.1531HhhE，,，，，，，，，，，，Tw0w,,,,,21000glhl,,Lw0w,,,,，， Vs u,0,2dN04 , 精馏段: 23.73，V22/3s10.248,5.34，，124.19L，1.5，，，0.0469，0.6186Lss112240.785，205，0.04，833.33，2，9.8 222/3V,9.67,4142.93L,50.43L 整理得 sss111 , 提馏段: 23.29，V22/3s2，，0.245,5.34，，22.81L，1.5，0.0396，0.6186Lss222240.785，179，0.04，925.93，2，9.8 222/3V,9.67,1296.35L,48.33L 整理得 sss222 Ls 在操作范围内任取若干个值，算出相应的值 Vs 3L/m/s，，0.010.020.03s1 精馏段 3，，V/m/s6.924.311.11s1 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 3L/m/s，，0.020.010.03s2 提馏段 3，，V/m/s7.35.593.83s2 3.7.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s。 3~5 AHfT 液体降液管内停留时间s ,,,3~5Ls 以s作为液体在降液管内停留时间的下限，则: ,,5 AH0.181，0.45fT3 ，，L,,,0.0163m/ssmax55 3.7.4 漏液线 Vmins,根据，其中: u,owA0 ,,uCh,4.40.0056，0.13/，，owoLLL12 hhhCAA,，,,0.772,,,0.12187，1.04,0.134 ,Lwowooa 2/3,,Lh,,hE,0.00284ow,,lw,, 精馏段 ，，,,,,Ls,,,,V,4.4CA0.0056，0.13，0.0469，0.00284，1，/,,,,s,minooL1V2,,,,lw,,,,,,，， 23V,0.455，2.61，0.076Ls,smin 23V,0.455，3.01，0.096L同理可得，提馏段 s,smin L 0.01 0.02 0.03 s V 精馏段 0.736 0.736 0.740 s,min 0791 V 精馏段 0.790 0.790 s,min 3.7.5 液相负荷下限 h,0.006 取堰上液层高度为作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该ow ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 线为与气相 流量无关的竖直线 2/3，，L2.843600，，mins E,0.006,,l1000w，， 3/20.006，10001.12,,3，，L,,0.000952m/s 取，则 E,1.0,,smin2.84，13600,, 由以上作出塔板负荷性能图。 1~5 3.7.6塔板负荷性能图 图3-4 精馏段塔板负荷性能图 图3-5 提馏段塔板负荷性能图 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 由塔板负荷性能图可以看出: ,在任务 规定 关于下班后关闭电源的规定党章中关于入党时间的规定公务员考核规定下载规定办法文件下载宁波关于闷顶的规定 的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。 ,塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 ,按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限 33，，，，V,7.01(3.72m/s)V,0.88(0.41m/s)，气相负荷下限。 ssmaxmin 7.013.72,,7.97,,9.07 所以:精馏段操作弹性;提馏段操作弹性。 0.880.41 浮阀塔的工艺计算结果见下表。 表3-6 浮阀塔工艺计算结果 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 D塔径 m 1.6 1.6 H 板间距 m 0.45 0.45 T 分块式塔板 塔板类型 单溢流弓形降液管 u 空塔气速 m/s 0.7 0.7 l w堰长 m 1.12 1.12 hw堰高 m 0.0469 0.0396 板上液层高度 m 0.0131 0.0204 h0降液管底隙高度 m 0.04 0.07 N浮阀数 205 179 等腰三角形叉 u0阀孔气速 m/s 5.44 6.23 排，同一横排 F0浮阀动能因子 10.50 11.28 tm 0.075 0.075 孔心距 ,t排间距 m 0.07 0.08 ,pP单板压降 Pa 539.00 535.37 ,液体在降液管内停s 25.30 13.64 留时间 Hd降液管内清液层高m 0.127 0.12 度 泛点率 % 58.21 55.87 3 ，，Vsmax气相负荷上限 m/s 7.01 3.72 3 ，，Vsmin气相负荷下限 m/s 0.88 0.31 操作弹性 7.97 9.07 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 第四章 塔附件设计 4.1接管 4.1.1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，管径计算如下: V4s D,,uF 33,,,878.61kg/m,,1100kg/m苯氯苯 ,,1113AB, ,，,,,,961.54kg/mLp,,0.440.56,,,ABLAB，，,,1100878.61AB 3u,1.6m/s,,918.16kg/m,FLP 79，103 取V,,0.00361m/s s3600，300，24，961.54 4，0.00361D,,0.054m,54mm3.14，1.6 -87)，规格为 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163。 ,54，4mm4.1.2 回流管 4，0.00322 采用直接回流管，取u,1.6m/s,d,,0.051m,51mm RR3.14，1.6 查表取。 ,54，3.5mm 4.1.3塔釜出料管 W60.43，78.603 V,,,0.0014m/sw,952.38，3600L2 4，0.0014u,0.8m/sd,,0.047m,47mm 取，直管出料， ww3.14，0.8 查表取 ,50，3.5mm 4.1.4 塔顶蒸气出料管 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 4，1.4 直管出气，取出口气速， D,,0.299m,299mmu,20m/s3.14，20 查表取。 ,300，10mm 4.1.5塔釜进气管 ,4V4，1.4 采伯直管进气，取气速为 u,20m/s,D,,,0.299m,299mm,u3.14，20 查表取。 ,300，10mm 4.2 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，同不同的公称直径，选用相应的法兰。 (1)进料管接管法兰:PN4 DN54 HG20594-97 (2)回流管接管法兰:PN4 DN54 HG20594-97 (3)塔釜出料管法兰:PN4 DN50 HG20594-97 (4)塔顶蒸气管法兰:PN4 DN300 HG20594-97 (5)塔釜蒸气进气法兰:PN4 DN300 HG20594-97 4.3 筒体与封头 4.3.1筒体 PDi,C,， 计算公式 1t,,2,,P, t,,,,132MPa 常压操作，，采用双面对接焊，则，,,0.85P,1.01MPa C,0.5mm。 1 1.01，1600,,，0.5,7.73mm 所以 2，132，0.85,1.01 选壁厚为8mm，材料为20R钢 4.3.2封头 封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称 DN,1600mmh,40mmh,400mm直径 ，查得曲面高度，直度高度，内表面01 32V,0.617mDN1600，10积 ，容积，选用封头， 1154。 JBS,2.97mm封 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 4.4 除沫器 当空塔气速较大，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，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 ,,,LV,,设计气速选取:，系数 uK,K,0.107,V 833.33,3.73 u,0.107，,1.60m/s3.73 ，，u,0.5~0.8u通常取操作气速，所以取u,0.5u,0.5，1.6,0.8m/s GG 4V4，1.4s除沫器直径: D,,,1.5m,u3.14，0.8 选取不绣钢除沫器: 类型:标准型，丝网厚度为100mm，材料:不绣钢丝(1Gr18Ni9),丝网尺寸:圆丝。 ,0.23 4.5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撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座与筒体的焊接方式采用对接，要求裙座的厚度与塔体厚度相同，故裙座壁厚取8mm。 3D,1600，2，16,0.2~0.4，10,1332mm，，，，bi基础环内径: 3，，，，D,1600，2，16,0.2~0.4，10,1932mmbo D,1400mm,D,1900圆整:;基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm;考虑bibo 到再沸器，裙座高度取2.5m,地角螺栓取直径M30×3.5。材料选Q235-B。 4.6吊住 对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项 措施 《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施 ，一般取15m以上的塔物设吊柱。本 D,1600mm设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱500kg。 。材料为20号无缝钢管。 s,1200mm,L,3400mm,H,1000mm ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 4.7人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲难于达到要求，一般每隔块塔板才设一个人孔。本塔中共20块塔板，需设置10~20 。人孔处2个人孔，在塔釜处加1人孔，所以共3个人。每个人孔直径为500mm塔板距为600mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱角和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。 4.8塔总体高度的设计 4.8.1塔的顶部空间高度 塔顶空间(见图8-1)指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，取除沫器到第一块塔的距离为300mm，则塔的顶部高度为1200mm。 4.8.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到封头下切线的距离，釜液停留时间取5min: ,H,tL，60/A，，，0.5~0.7BsT ,5，0.00597，60/2.01，0.7,1.6m 4.8.3塔体高度 H,HN，1，150,450，20,1，150,8700mm,8.7m，，1T H,H，H，H，H，H,8.7，1.6，2.5，2，0.44，1.2,14.88m1B裙顶封 第五章 附属设备设计 5.1 冷凝器的选择 t,80.34 塔顶?，查得该温度下氯苯的汽化潜热为，苯的汽化313.5kJ/kgD 潜热为 401kJ/kg r,0.98，313.5，112.5，1,0.98，401，78.11,35189.82kJ/kmol，， Q,Vr,0.0472，35189.82,1660.96kWC 冷却水用量 qm2 取冷却水的20?，出口温度为35?，水的比热容为4.18kJ/(kg??)，则 ，，，，,,q,Q/C,t,1660.96/4.18，35,20,26.49kg/s m2CP ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 总传热系数K 2 K=1000w/(m??) 泡点回流时的平均温差 ,tm ，，，，t,t80.34,20,80.34,3521? ,t,,,52.45mT,t60.341lnlnT,t45.342 传热面积A 33，，，，A,Q/K,t,1660.96，10/1000，52.45,31.67m m 选列管式冷凝器，其具体参数见表5-1 表5-1 列管式冷凝器参数 名公称直径中心排管管程数 管子尺寸 称 Dg/mm 数 规Φ25mm，2.5 400 2 11 格 mm 名管程流通面积计算换热面积管长l/mm 管子总数 22称 /m /m 规4000 0.0173 34.20 110 格 5.2 再沸器的选择 Q塔底再沸器的热负荷 B t,129.12塔底温度? w r,r,338kJ/kg苯 ,Q,Vr,0.0472，338，78.11,1246.14kWB 加热蒸汽用量 选用0.3MPa的饱和蒸汽加热，温度为138.8?， r,2168.1kJ/kg q,Q/r,1246.14/2168.1,0.575kg/s mB q,1.1，0.575,0.633kg/s 考虑10%的热损失， m1 平均温差 ,tm ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 ? ,t,138.8,129.12,9.68m 换热系数K 2K,1000 取W/(m??) ,换热面积 A 32,，，，，A,Q/K,t,1246.14，10/1000，9.68,128.73m Bm 2, 考虑10%的换热损失， A,1.1，260.7,33.53m 表5-2 换热器参数 名公称直径管程数 中心排管数 管子尺寸 称 Dg/mm 规Φ25mm，2.5 600 2 23 格 mm 名管程流通面积计算换热面积管长l/mm 管子总数 22称 /m /m 规6000 0.0368 146.5 416 格 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 第六章 设计结果总汇表 序号 项目 精馏段 提馏段 112.26 1 87.87 平均温度 t ? m 31.4 2 1.4 气相流量 Vs m/s 30.00597 3 液相流量 Ls m/s 0.00322 4 实际塔板数 8 12 5 精馏塔塔径 m 1.6 1.6 6 板间距 m 0.45 0.45 7 溢流形式 单溢流 单溢流 8 降液管形式 弓形 弓形 9 1.12 1.12 堰长 m 10 0.0469 0.0396 堰高 m 11 0.06 0.06 板上液层高度 12 0.0131 0.0204 堰上液层高度 m 13 0.04 0.07 降液管底隙高度 m 14 0.1 0.1 安定区宽度 m 15 0.06 0.06 边缘区宽度 m 216 1.72 1.72 开孔区面积 m 17 0.04 0.04 阀孔直径 m 18 205 179 阀孔数目 19 0.075 0.075 孔中心距 m 20 0.07 0.08 排间距 m 21 12.87 11.2 开孔率 , 22 0.70 0.70 空塔气速 m/s 23 5.44 6.23 筛孔气速 m/s 24 0.539 0.535 每层塔板压降 kPa 25 58.32 55.87 泛点率 % 26 0.0163 0.0163 负荷上限 27 0.000952 0.000952 负荷下限 28 7.97 9.07 操作弹性 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 第七章 结 论 本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离原料中含氯苯为0.45(以下皆为质量分率)的苯,氯苯混合液，其中混合液进料量为138.38kmol/h，进料温度为80.34摄氏度，要求获得0.98的塔顶产品和0.02的塔釜产品,再沸器用2atm的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质。通过查阅资料，相互讨论，相互学习，对板式精馏塔的设计有了初步想法。在最小回流比的求取中，我们利用苯,氯苯溶液体系的汽液相平衡数据，用AutoCAD作图，再做切线求出最小回流比。据回流比进行物料衡算可以得到摩尔流量、密度、温度等参数，再通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计，最后选择离心泵、换热器等设备进行设备流程图和设备装备图的绘制。 通过本次课程设计，完成了乙醇-水体系的精馏分离系统的设计, 得出了整个分离系统的工艺参数、工艺尺寸、精馏塔装配图和带控制点的工艺流程图。本次设计结果可以作为乙醇-水体系精馏分离系统的设计参考，对于符合该设计条件的精馏分离场合，可以直接利用本次结果进行设备选型、制造和系统设计。 符 号 说 明 2 A——塔板开孔区面积，ma2A——板上液流面积,m b2A——降液管截面积，m f2A——塔截面积，m t ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 C——泛点率负荷数 F d——阀孔直径，m 0 d——浮阀直径，m v D ——塔径，m 2D——液体扩散系数，m/s L2D——气体扩散系数，m/s V e——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) v E——液流收缩系数，无因次 E——总板效率，无因次 T F——原料液流量,kmol/s h——进口堰与降液管间的水平距离，m 1 h——与干板压降相当的液柱高度，m c h——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m d H——降液管清液高度,m d1 h——塔板上鼓泡层高度，m f h——与板上液层阻力相当的液柱高度，m l h——板上清液层高度，m L h——板上充气液层阻力,m液柱 L1 h——允许的最大填料层高度，m max h——降液管的低隙高度，m 0 h——堰上液层高度，m OW h——出口堰高度，m W h’——进口堰高度，m W h——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱 δ H——板式塔高度，m H——塔底空间高度，m B H——降液管内清液层高度，m d H——塔顶空间高度，m D H——进料板处塔板间距，m F H——气相总传质单元高度，m OG H——人孔处塔板间距，m P H——塔板间距，m T H——封头高度，m 1 H——裙座高度，m 2 l——堰长，m W L——液相质量流量,kmol/s 3L——液体体积流量，m/h s3(L)——液相负荷上限,m/ssmax 3(L)——液相负荷下限,m/s Smin3L——润湿速率，m/(m•h) w M——原料液平均摩尔量,kmol/hF M——塔顶产品平均摩尔量,kmol/hD M——塔底料平均摩尔量,kmol/hW M——液相平均摩尔质量,kg/kmolL ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 M——气相平均摩尔质量,kg/kmolV m——相平衡常数，无因次 N——阀孔数目 N——气相总传质单元数 OG N——全塔塔总数 P P——操作压力，Pa ?P——压力降，Pa ?P——气体通过每层塔板的压降，Pa P R——回流比 R——最小回流比 min t——阀孔孔心距,mm t'——阀孔排间距,mm t——加料板温度,?F t——塔顶温度,? D t——塔底温度,? W u——空塔气速，m/s u——泛点气速，m/s F u——降液管底隙流速，m/s 0 u——阀孔气速,m/s 0132U——液体喷淋密度，m/(m•h) 2U——液体质量通量，?/(m•h) L32U——最小液体喷淋密度，m/(m•h) min U——气体质量流量，?/h v V——气相质量流量,kg/h 3V——气体体积流量，m/h h3V——气体体积流量，m/h s3W——塔底残液流量,m/h w——液体质量流量，?/h L w——气体质量流量，?/h V W——边缘无效区宽度，m c W——破沫区宽度,m s W——弓形降液管宽度，m d x——原料液组成 F x——塔顶组成D x——塔底组成W Z——板上液流经长度 L ε——空隙率，无因次 θ——液体在降液管内停留时间，s μ——粘度，Pa•s 3 ρ——密度，kg/mα——相对挥发度 ζ——表面张力，N/m φ——开孔率或孔流系数，无因次 Φ——填料因子，l/m ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 ψ——液体密度校正系数，无因次 max——最大的 min——最小的 致 谢 经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，这次毕业设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。毕业设计是对学生过去的四年大学期间学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于 书 关于书的成语关于读书的排比句社区图书漂流公约怎么写关于读书的小报汉书pdf 本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。 设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的工作无疑将起到重要的作用。在此次毕业设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次毕业设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 此次毕业设计能够顺利完成，离不开老师的指导和同组成员的帮助，优其是感谢苏萍苏老师，没有她不辞辛苦的为我们解疑答惑指导，我们也不能胜利的完成自己的毕业设计。在此，我向苏老师表示衷心的感谢。 当然，精馏塔的设计毕竟需要扎实的理论知识和丰富的现场经验。因此，本次课程设计难免存在疏漏和不妥之处，恳请读者提出批评指正 ,, 天津科技大学2012届本科生毕业设计 ,,