40组比赛报告.doc

组数40
组员：李海龙、刘盼盼、王玉琳
化化工学院

目录
一、 题目┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈3
二、 乙醇-异丁醇t-x-y、x-y图┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈3
理论板求解┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈4
填料塔类型和高度计算┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈6
工艺流程图┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈6
换热器计算与选取┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈6
板式精馏塔的设计和泵的选取及核算┈┈┈┈┈13
三、 思考题┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈18
四、 创新 ┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈20
五、 误差分析┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈20

一、题目
某工厂利用发酵法生产酒精工艺过程中，产生一股乙醇与异丁醇的混合物，该混合物中含有乙醇 45%（质量百分数，下同）。现欲用常压精馏塔对上述混合物进行分离， 要求分离后乙醇和异丁醇的纯度均不小于95%。 产品均需要冷却到 40℃。 塔釜采用外置再沸器，冷公用工程为循环水（20℃→30℃），热公用工程为0.4MPa（表压）的饱和水蒸汽，环境温度为 20℃。塔进料温度要求接近但不超过进料的饱和温度。
二、
（1）已知乙醇与异丁醇沸点分别为78.29℃、107.66℃
∴在此之间取温度（℃）：80.0、82.5、85.0、87.5、90.0、92.5、95.0、97.5、100、102.5、105几点，分别在饱和蒸汽压曲线上查得相应的点位置，计算x，y整理得
温度（℃）
80
82.5
85
87.5
90
92.5
95
97.5
100
102.5
105
乙醇/Kpa
110
123.3
133.3
143.3
160
173.3
186.3
210
226.6
243.3
266.6
异丁醇/Kpa
33.6
37.8
41.8
46.4
52.7
56.4
62.7
68.2
76.4
84.5
92.7
x
0.886
0.744
0.651
0.567
0.453
0.384
0.312
0.233
0.166
0.106
0.0495
y
0.962
0.905
0.856
0.802
0.716
0.657
0.574
0.483
0.371
0.255
0.130
计算举例 第一组
x===0.886
y=x=×0.886=0.962
根据上表绘出x-y图与t-x-y图如下所示

乙醇-异丁醇y-x图
（2）在x-y图上用图解法求理论板数
计算过程：=46.069kg/kmol
=74.1228kg/kmol
∴==0.568
=

在上图取为（0.968，0.968）做x=0.568垂直于x轴为q线方程交x-y线于点则Rmin=
R=2Rmin=1.376
∴
取点（0，0.407）为C点
连接AC为精馏段操作线方程交q线于D点，取E点为（0.078，0.078）
连接DE为提留段操作线方程

图解法求理论塔板数

画梯度级即可取的板数为9块（包括再沸器）
从第四块板进料

（3）若采用填料塔，采用520Y金属孔板波纹填料查的每米填料理论板数为4-4.5块，取则
由，测精馏段填料层高度为

提留段填料层高度为
设计时取精馏段填料高度为1m，提留段填料层高度为2m
根据分段高度定义
h=16×HETP=16×0.25=4m
∴不需分段

（4）设计流程（见最后一页）。
（5）换热器计算与选取

第一预热器：

第二预热器

物料预热器（进行了核算）
由所给图查数据计算进口物料性质（）
(用来计算物料的性质) （单位为图上单位）

ρ
Cp
μ
λ
乙醇
734
148

0.1535
异丁醇
751
242

1.125

蒸气/冷凝水条件

序号
项目
单位
数值
备注
1
密度

1000
冷凝液
2
粘度
CP
0.8
冷凝液
3
比热

2.413
蒸气
4
4.2
冷凝液
5
导热系数

0.5
冷凝液
6
质量流量
未知
7
进口温度

143.4
蒸气
8
出口温度

143.4
饱和冷凝液
9
相变热

2138.5

物料条件
序号
项目
单位
数值
备注
1
密度

741.4

2
粘度

3
比热

3.07

4
导热系数

0.163

5
质量流量
Kg/h
20000

6
进口温度

72.23

7
出口温度

87.3

饱和蒸气走壳程，物料走管程
1试算和初选换热器的规格
1）

2)

查图4-19可得

3）假设K=266.1

选换热器
壳径/mm
600
管子尺寸/mm
φ25×2.5
公称压强/MPa
2.5
管长/m
3
公称面积/m2
55.8
管子总数
245
管程数
1
管子排列方法
正三角形
实际传热面积
若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为

2)核算压强降
1.管程压强降
其中

设ε=0.1mm 查课本λ-Re关系曲线得λ=0.03
所以

2.壳程压降
其中

取折流挡板间距h=0,15m

计算表明管程和壳程都能满足要求
3）核算总传热系数
1.管程对流传热系数αi

2.壳程对流传热系数αo

取列管中心距t=32mm则

取 则

3．取污垢热阻 参考附录 ，管内、外侧污垢热阻分别取为

4.总传热系数K0 管壁热阻取
由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程的总传热系数为267.2，在规定的流动条件下，计算出的，故所选择的换热器是合适的。安全系数为

换热器主要结构尺寸和计算结果表
换热器形式：列管式
换热面积（）：55.77
工艺参数
名称
管程
壳程
物料名称
物料
400KPa水蒸汽
操作温度
72.23→87.3
143.4→143.4
流量，
20000
1557.67
流体密度，

1000
流速，
1.16
0.6
传热量，

总传热系数，

对流传热系数

污垢系数，

程数
1
1
推荐使用材料
碳钢
碳钢
管子规格
φ25×2.5
管长，m
3
折流板形式
上 下
壳径，mm
600
管数
245

为了保证所选换热器正确，我们用专业模拟软件进行了模拟，以下是软件模拟后生成的报告,所选换热器与我们的相同
换热器大师(THEM)计算报告

制表日期：
2009/12/4

项目文件:物料预热器

壳程数据

管程数据

序号
项目
数值
单位
序号
项目
数值
单位
1
流体相态
蒸气冷凝

34
流体相态
单相液体

2
流体类型
热流体.注释

35
流体类型
冷流体.注释

3
不凝气体
0
%
36
不凝气体
0
%
4
质量流量
304.1784
kg/h
37
质量流量
20000
kg/h
5
入口温度
143.4
C
38
入口温度
72.23
C
6
沸点
143.4
C
39
出口温度
82.7
C
7
热量
-180.6919
kW
40
热量
178.5731
kW
8
平均比热
4.2
kJ/(kg.K)
41
平均比热
3.07
kJ/(kg.K)
9
密度
1000
kg/m3
42
密度
741.4
kg/m3
10
动力粘度
0.8
cP
43
动力粘度
0.0824
cP
11
导热系数
0.5
W/(m.K)
44
导热系数
0.163
W/(m.K)
12
表面张力

Dyne/cm
45
表面张力

Dyne/cm
13
蒸汽比热
2.413
kJ/(kg.K)
46
蒸汽比热

kJ/(kg.K)
14
蒸汽密度
2.1618
kg/m3
47
蒸汽密度

kg/m3
15
蒸汽粘度

Pa.S
48
蒸汽粘度

cP
16
相变热
2138.5
kJ/kg
49
相变热

kJ/kg
17
管子排列
正三角形
m
50
管程数
1
程
18
壳程数
1
程
51
管外径
25
mm
19
管心距
32
mm
52
管内径
20
mm
20
壳内径
600
mm
53
单程管长
3000
mm
21
挡板间距
150
mm
54
管子根数
245
根
22
流通面积
0.02542969
m2
55
管子材质
低碳钢

23
中心排管
17
根
56
管长选项
标准计算

24
限制流速
10
m/s
57
指定管长

m
25
实际流速
0.2405559
m/s
58
限制流速
3
m/s
26
压力降

MPa
59
实际流速
0.097356
m/s
27
污垢热阻
0
m2.K/W
60
压力降
3.76E-05
MPa
28
膜系数
8652.179
W/(m2.K)
61
流通面积
0.076969
m2
29
壳体材质
低碳钢

62
污垢热阻
0
m2.K/W
30
保温材料
岩棉板,壳

63
膜系数
530.8393
W/(m2.K)
31
保温层厚
10
mm
64
管内壁温
84.74927
C
32
环境温度
20
C
65
管外壁温
143.0301
C
33
平均壁温
143.3281
C
66
平均壁温
113.8897
C
计算结果

序号
项目
数值
单位
序号
项目
数值
单位
67
计算类型
设计型

75
温差校正
1

68
放置形式
水平

76
总传热系数
396.289
W/(m2.K)
69
封头形式
固定管板式

77
计算面积
6.848621
m2
70
壳程热损
1.1726
%
78
实际面积
55.80254
m2
71
要求富余度
5
%
79
实际富余度
714.8
%
72
流型
逆流

80
运行状态

73
传递热量
178.5731
kW
81

74
平均温度差
65.79622
C
82

所选换热器的型号
G600-56-3-25-1

换热器示意图

a
b
c
d
物料进口
400KPa水蒸汽进口
400KPa水蒸汽出口
物料出口

塔顶冷凝器
塔顶冷凝器没有进行具体的计算，塔顶出料和所通的冷凝水的物性数据计算如下，然后用软件进行了简单的模拟为以后的冷凝器选型提供参考：

塔顶出料的物性参数如下
序号
项目
单位
数值
备注
1
密度

734.8
冷凝液
2
粘度

0.455
冷凝液
3
比热

1.56
蒸气
4
3.04
冷凝液
5
导热系数

0.154
冷凝液
6
质量流量
375.17kmol/h
7
进口温度

78.7
蒸气
8
出口温度

78.7
饱和冷凝液
9
相变热

813.5

取定性温度下循环水的物性数据如下
序号
项目
单位
数值
备注
1
密度

996.95

2
粘度

3
比热

4.179

4
导热系数

0.6083

5
质量流量
无
6
进口温度

20

7
出口温度

30

以下是模拟软件的根据以上数据的模拟报告

换热器大师(THEM)计算报告

制表日期：
2009/12/4

项目文件:塔顶冷凝器

壳程数据

管程数据

序号
项目
数值
单位
序号
项目
数值
单位
1
流体相态
蒸气冷凝

34
流体相态
单相液体

2
流体类型
热流体.注释

35
流体类型
冷流体.注释

3
不凝气体
0
%
36
不凝气体
0
%
4
质量流量

kg/h
37
质量流量
346694.8
kg/h
5
入口温度
78.7
C
38
入口温度
20
C
6
沸点
78.29
C
39
出口温度
30
C
7
热量

kW
40
热量
4024.581
kW
8
平均比热
2.3
kJ/(kg.K)
41
平均比热
4.179
kJ/(kg.K)
9
密度
734.8
kg/m3
42
密度
996.95
kg/m3
10
动力粘度
0.455
cP
43
动力粘度
0.90285
cP
11
导热系数
3.04
W/(m.K)
44
导热系数
0.6083
W/(m.K)
12
表面张力

Dyne/cm
45
表面张力

Dyne/cm
13
蒸汽比热
1.56
kJ/(kg.K)
46
蒸汽比热

kJ/(kg.K)
14
蒸汽密度
1.59
kg/m3
47
蒸汽密度

kg/m3
15
蒸汽粘度

Pa.S
48
蒸汽粘度

cP
16
相变热
813.5
kJ/kg
49
相变热

kJ/kg
17
管子排列
正三角形
m
50
管程数
1
程
18
壳程数
1
程
51
管外径
25
mm
19
管心距
32
mm
52
管内径
20
mm
20
壳内径
450
mm
53
单程管长
1500
mm
21
挡板间距
150
mm
54
管子根数
135
根
22
流通面积
0.01792969
m2
55
管子材质
低碳钢

23
中心排管
13
根
56
管长选项
标准计算

24
限制流速
20
m/s
57
指定管长

m
25
实际流速

m/s
58
限制流速
3
m/s
26
压力降

MPa
59
实际流速
2.277673
m/s
27
污垢热阻
0
m2.K/W
60
压力降
0.01822601
MPa
28
膜系数

W/(m2.K)
61
流通面积
0.0424115
m2
29
壳体材质
低碳钢

62
污垢热阻
0
m2.K/W
30
保温材料
岩棉板,壳

63
膜系数
6979.912
W/(m2.K)
31
保温层厚
10
mm
64
管内壁温
70.31749
C
32
环境温度
20
C
65
管外壁温
0
C
33
平均壁温

C
66
平均壁温
35.15874
C
计算结果

序号
项目
数值
单位
序号
项目
数值
单位
67
计算类型
设计型

75
温差校正
1

68
放置形式
水平

76
总传热系数

W/(m2.K)
69
封头形式
固定管板式

77
计算面积

m2
70
壳程热损
0.0692
%
78
实际面积

m2
71
要求富余度
15
%
79
实际富余度

%
72
流型
逆流

80
运行状态

73
传递热量

kW
81

74
平均温度差
53.13325
C
82

所选换热器的型号
G273-10-4-25-2

（6）板式塔和泵
进行物性数据汇总
（1） 平均摩尔质量

（2） 物料横算

由F=D+W

（3） 精馏塔的气液相负荷
L=RD=1.76×135.93kmol/h=239.2kmol/h
V=(R+D)D=2.76×135.93kmol/h=375.17kmol/h
L’=L+F=325.2+239.2kmol/h=564.4kmol/h
V’=V=375.17kmol/h
(4)操作压力
取塔顶的压力为常压即101.325kpa
整个塔的压降为20.265kpa
则
精馏段的平均压力 =104.71kpa
（4） 操作温度
由得t-x-y图知℃进料温度℃
0.078得103.67℃
∴精馏段的平均温度为=83℃
（5） 平均摩尔质量的计算
由==0.968查得平衡图线=0.967
0.968×46.069+(1-0.968)×74.1228=46.97kg/kmol
0.967×46.069+(1-0.967)×74.1228=46.99kg/kmol
进料板平均摩尔质量的计算
由图解理论板得0.77查平衡曲线得0.53
∴0.77×46.069+（1-0.77×74.1228=52.52kg/kmol
0.53×46.064+(1-0.53)×74.128=59.25kg/kmol
∴精馏段的平均摩尔质量为

46.97+52.25/2=49.76kg/kmol
46.99+59.25/2=53.12kg/kmol
(7)平均密度的计算
气体的平均密度
液相塔顶的平均密度计算
78.7℃查得
∴

进料板平均温度88.3℃查得
∴
塔底的平均密度103.67℃ ∴708 727
∴
（8）液体表面张力的计算
塔顶：78.7℃ 17.5mN/m 19mN/m
∴17.5×0.95+19×0.05=17.58mN/m
进料板88.3℃ 16mN/m 18mN/m
∴16×0.53+18×0.47=16.94mN/m
塔底：103.67℃12mN/m 14mN/m
∴12×0.05+14*0.95=13.9mN/m
(9)粘度的计算
塔顶液相平均粘度的计算
78.7℃查得0.45cP 0.56cP
0.95lg（0.45）+0.05lg（0.56）=-0.34 0.455cP
进料液相平均粘度的计算
87.3℃查得0.38 cP 0.54cP
lg0.53lg（0.38）+0.47lg（0.54） 0.448cP
塔底液相平均粘度的计算
103.67℃查得0.31cP 0.5cP
lg0.05lg(0.31)+0.47lg(0.54) 0.497cP
（10）求全塔效率
（78.7+103.67）/2=91.185℃
53kpa 167kpa ∴=167/53=3.15
0.476
∴0.444
∴20.3
精馏段实际板数3/0.444=6.77≈7
提留段实际板数6/0.444=13.6≈14
共21块板。
物性参数表
物性

位置
平均摩尔质量M
Kg/Kmol
操作压力P
Kpa
操作温度T/℃
平均摩尔质量Kg/Kmol
平均密度

表面张力 mN/m
粘度

塔顶处
47.472
101.32
78.7
46.97（气）
46.99（液）
734.8(液)

17.58
0.455
进料处
61.499
108.1
87.3
52.52（气）
59.25（液）
731.3（液）
16.94
0.448
塔底处
72.717
~
103.67
~
~
13.9
0.497
塔径的计算
精馏段气液相体积流率为

由
其中C由计算
取塔间距0.50m 板上页面高度=0.06m则
0.44m由史密斯关联图查得
=0.095 ∴=
=m/s
取安全系数为0.7
=0.7×=0.7×2.16=1.51m/s
=按标准塔径圆整后
D=1.6m
塔截面积=2.01
实际的气速得μ=2.9/2.01=1.44m/s
塔有效高度计算
=6×0.5=3m
=13×0.5=6.5m
=9.5m
全塔高度9.5m，进料高度为6.5m
泵
选择原料流速为1m/s
管径d= 根据管材规范直径d应选108×3.5的管材，其内径为101mm，则实际流速为u=
原料泵的选取
=20℃ =72.33℃∴=46℃在此条件下查得=2.44×Pa =8418.7Pa
=+=2.44××0.568+8418.7×0.432=17496.1Pa
=772
为确定泵输送一定流量所需的扬程H,应对输送系统进行机械能衡算

两截面位差位差 两截面的静压头差 两截面处的动压头差
直管阻力 管件阀门局部阻力 流体流经设备的阻力
=6.5m = =7.8m
两个全开阀损耗0.66m，2个孔板流量计局部阻力系数2×4
两个标准弯头1.6×2=3.2
==m
m/s

=0.014×98×2=2.81m
∴H=6.5+0.69+7.8+0.49+2.18=18.29m
∴取H=20m u=0.95m/s
故选择IS80-65-125泵
原料液的流量Q=
校核泵的功率<5.5kw
∴符合条件
允许安装高度的计算：
=
三、 思考题
1、对于板式塔空塔气速，, 其中

对于填料塔当R=100mm 时假设u=0.5m/s 利用埃克特通用关联图
假设为金属包耳环填料

所以纵坐标
得到横坐标为 进一步解得
根据物料衡算式 带入 基本符合题目给的条件
2、由于精馏塔仅有9块理论板,且进料位置偏下，根据对塔的计算将会导致的结果是提馏段板数减少,泡点下的物料全部进入提流段，导致分离不彻底。如上图所示，本在实线处进料组成为，有较好的分离效果。但如果在物料组成应小于的虚线处进料则无法较好的分离。可以采取的方法有：
1、调节回流比,使回流比增大。由于全回流时的分离效果是最好的，因此适当提高回流比的数值可以提高效率。
2.将泡点进料改为气液进料
3、增大塔底再沸器的热负荷,使得下来的进料可以与更多的蒸汽进行传质传热.

3、为了判断塔顶底的物料是否符合要求可根据以下参数：
①全塔压降 可通过塔顶底的压强表测得，若压降偏大，即气相通过两板间压降增大，有可能使液体不能正常流下而发生液泛现象致使分离效果不好。
②塔顶或塔底的温度和压强 温度结合压强可求得该温度下物料组成。
③灵敏板流量和浓度 因为灵敏板物料的物性对于塔的微小变化有较大波动，所以可以用其作为实时监测的方法。
4、 塔的不正常现象和消除方法可由塔板的负荷性能图分析判断。
1-漏液线 气相低于此线将发生严重
的漏液现象。
2-雾沫夹带线 气相负荷超过此线产生雾沫夹带现象。
3-液相负荷下限线 液相低于此线时液体将不能均匀分布，导致板效率下降。
4-液相负荷上限线 液体超过此线将发生气相返混现象。
5-液泛 适宜操作条件应在此线以下。
不正常现象
液泛
雾沫夹带
漏液
气相返混

定义
若塔内气液两相之一的流量增大使液体不能顺利下流层板产生积液并以此上升产生液泛。

上升气流穿过塔板液层之时将板上液体带入上层塔板，造成液相返混，使得效率严重降低。
当塔板在操作之时上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止板上液体流下。
液相流速过大，使得液体在板上停留时间过短，将气相带入下层塔板，造成气相返混。

消除方法
适当增大液相流量或减小气相流量、增加塔板间距。
减小空塔气速，减小气相流速，增加塔板间距。
增加气体流速，适当减小筛板孔径。
增加气相流速，使用双溢流或阶梯双溢流塔板。
四、创新
v 1、充分利用了塔顶和塔底出料的热量， 用以加热原料液，并且自身冷却到了40℃，满足了题目的要求。
v 2、将塔顶的料液引下来，利用了自身的势能， 可节约泵的成本。
v 3、换热器选取经软件核算较准确。
v 4、鉴于查图存在误差，我们的数据通过纯物质化学性质查询软件校核。

五、误差分析
1、 塔计算的误差
① 物性计算时塔内温度与压强的对应有误差。
② 由于题目未告诉塔内的压强，因此默认塔顶的压强为一个大气压，但可能与实际的
情况有所偏离。
2、 换热器产生的误差
① 按理想溶液且完全湍流，与真实存在偏差
② 物性多为进出口平均温度的数值，因此与实际情况有不符
③ 冷凝器只进行了软件模拟，再沸器没有具体的计算
3、 泵的误差
① 塔顶塔底产品预热原料液所使用的换热器局部阻力系数有误差。
② 流速与实际情况可能存在误差。

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工艺流程图

用来供热

实验中遇到的问题和解决
1.在已知设备、进料组成、要求塔顶底纯度的情况下应该如何确定回流比和进料量从而保证在产品达标的情况下获得最大的产量。
因为实验过程中不提供产品分析，因此实验开始时回流比R和进料量F的合理设定非常重要。
我们利用和q线方程求得，进而求得了然后取系数1.8得到了（其中很多参数是设定的，如塔的效率定为45％，回流比的系数取得1.8，因此我们在回流比设定的理论计算上遇到了困难）
2.取塔釜液时取出的温度很低
取塔釜液时的时候应当先往料槽中放一会，否则取出分析的液体可能是残存在管子中的。
3.进料量，回流比，塔釜加热电压，冷凝水流量都不稳定。
对进料量和冷凝水用量应适时观察（流量会变小），发生改变时进行调整

实验参数记录
塔顶温度77.6℃
塔釜温度98.9℃
加热电压146.1
全塔压降1.07
进料温度44.2℃
结果：塔顶产品2.05Kg

比赛感想
为了解决这个题目，我们广泛的查阅资料，相互讨论，正是这个比赛给了我们一个动力和方向，我们既学会了怎样去查阅资料，知道了使用化工软件进行模拟，知道了如何对设备选型和校核，如何进行工艺设计，了解了许多设备及窗口的国家标准，还有很多工业实际精馏操作中所面临的问题，这些让我们对精馏、换热、泵等单元操作有了更系统的认识，同时加深了我们在化工原理中所学知识的理解，更重要的是让我们知道了工业生产中这些设备，流程是如何确定的，我们所学的知识究竟是如何去应用的。
三个人共同完成一个课题，分工协作是非常重要的一部分，只在任务分配合理，才能在规定的时间内高效的完成。在实际的工程设计中应当了是如此，一个工艺流程的确定不会由一个人去完成，划分成各个单元操作，应当由擅长这方面的人去设计，但同时每个人都要对其他单元操作了解，因为各个单元之间是密切关联的，整个流程将各个操作联系起来。
比赛前我们设计了两套流程，本想对两套流程分别进行计算比较后再进行选择，但由于时间的限制，我们仅考虑了一套。复赛只有三天准备时间，大部分学生白天有课，同时我们对比赛的要求不太了解，准备比较盲目，希望以后的比赛中能够考虑到这些。在我们的工艺流程中，将塔顶冷凝器冷凝后的液体、塔釜产品利用通过加热原料冷却到要求的温度，从而实现了热量的充分利用，但存在两个问题，一是塔顶冷凝为液体后再用来加热原料，则其中的潜热没有得到利用；利用塔顶产品的势能由于涉及的管路计算太繁琐复杂，工业生产难以实现。如果采用热泵将塔顶蒸汽打入换热器用来加热原料，则比现在的流程要好一些，但我们关于热泵的计算了解的比较少。二是流程中使用了3台换热器，相对较多，但当时考虑泵的使用可以减少一些。由于实际生产中换热器在价格，耗能是相对更大的设备，并且由于泵少，一些可控流速减少，这样设计有些不太经济。
在另一套流程中，我们将原料用泵打到塔顶，将塔顶产品冷凝后，再将原料通入塔底一个换热器将塔釜产品冷凝，最后根据温度选用换热器，使进料达到泡点，然且进料。这样实现了热量的充分利用，并且比第一套流程省去了一个换热器，经济性更好一些。
在计算的过程中我们感到了理论学习上的不足，如涉及复杂管路的计算，冷凝器、再沸器等的计算，混合气体、液体的物性数据的计算；还有对化工行业标准的不了解，如相关容器和设备都有国家标准；同时还感到对实际工厂精馏操作经验的缺乏，如管路的铺设及长度问题，一些理论计算的问题我们可以查阅资料和思考来解决，但我们设计的流程理想化程度太高，很多设想可能工业上根本无法实现，还有一些看似计算根本无法解决的问题，可能实际生产中凭借一些操作经验很简单的解决了，这些知识是我们缺乏的。
比赛中我们认识了很多化工软件，如PRO/II,换热器大量，物性查寻软件等，在设计中，我们还体会到了这些软件的具大作用，一些纯物质的数据通过查表误差较大，而且费时费力，有些混合物质物性的计算非常复杂，但通过软件查寻会很容易解决；很多设想如果只用实验检验，会很不经济，比较费时，但通过软件模拟可对一些流程可行性检验，最后再通过实验检查问题，投入会大大减少。如在我们的设计中，泵和换热器的选型和校核上可通过软件初选，然后再去对该型号设备计算校核会省去一开始反复试算的复杂。
感谢比赛中老师对我们的指导和点评，学校给我们一个这样难得的机会目 录
第一章 总 论 1
1.1项目名称及建设单位 1
1.2项目概况 1
1.3结论 2
第二章 项目建设的必要性 3
2.1项目建设的必要性 3
第三章 建设规模及建设条件 4
3.1建设规模 4
3.2建设条件 4
第四章 总体规划方案 7
4.1设计依据 7
4.2设计目标 7
4.3规划原则 7
4.4规划理念 8
第五章 工程建设方案 9
5.1总体建设方案 9
5.2建设范围 10
5.3建设内容 10
第六章 节能分析 21
6.1设计依据 21
6.2项目所在地能源供应状况分析 23
6.3节能分析 23
第七章 环境保护 25
7.1编制依据 25
7.2环境保护建设目标 25
7.3环境影响因素识别 26
7.4环境保护措施和建议 26
7.5环境影响的综合评价 28
第八章 消防、劳动安全与卫生 29
8.1消防 29
8.2安全与卫生 29
第九章 社会稳定风险分析 31
9.1编制依据 31
9.2风险调查 31
9.3风险识别 32
9.4风险估计 33
9.5风险因素分析 34
9.6风险防范和化解措施 35
9.7风险等级及结论 41
第十章 项目组织管理 43
10.1项目组织 43
10.2部门职责 44
10.3人员培训 45
第十一章 项目实施进度安排 46
11.1项目实施内容 46
11.2项目实施进度计划 46
第十二章 工程招投标 48
12.1项目招标范围 48
12.2招标组织形式 49
12.3评标组织、评标原则及决标 49
第十三章 投资估算和资金筹措 51
13.1投资估算 51
13.2资金筹措 53
第十四章 生态评价 54
14.1生态评价 54
14.2生态效益 54
14.3节能效益 55
14.4项目建设资金 55
14.5效益评价结论 55
第十五章 社会评价 56
15.1主要利益相关群体 56
15.2社会影响分析 56
15.3评价结论 57
第十六章 建议与结论 58
16.1实施措施及建议 58
16.2结论 59