苯甲苯浮阀连续精馏塔专业课程设计.doc

吉林化工学院
化 工 原 理 课 程 设 计

题目： 苯—甲苯持续精馏塔设计

教 学 院 化工与材料工程学院
专业班级 轻化0801
学生姓名
学生学号 08140104
指引教师 刘艳杰

12月13日

化工原理课程设计任务书
专业：轻化工程 班级：轻化0801 设计人：王令
一、设计题目
苯—甲苯持续精馏塔设计
二、原始数据及条件
生产能力：年解决苯—甲苯混合液：F0=3400吨（开工率8000小时/年）
原 料：苯含量Xf0为37%（质量比例，下同）常温液体
分离规定：塔顶苯含量Xd0不低于95.5%
塔底苯含量Xw0不高于1%
建厂地址：吉林市
三、设计规定
（一）编制一份设计阐明书，重要内容涉及：
1、前言
2、流程拟定和阐明（附流程简图）
3、生产条件拟定和阐明
4、精馏塔设计计算
5、附属设备选型和计算
6、设计构造列表
7、设计成果讨论和阐明
8、注明参照和使用设计资料
9、结束语
（二）绘制一种带控制点工艺流程图
（三）绘制精馏塔工艺条件图
四、设计日期：11月08日至12月13日

目 录
摘 要 1
第 1 章 绪论 2
1.1 设计流程 2
1.2 设计思路 2
第 2 章 精馏塔工艺设计 4
2.1 产品浓度计算 4
2.2 最小回流比计算和适当回流比拟定 5
2.3 物料衡算 5
2.4 精馏段和提馏段操作线方程 6
2.5 逐板法拟定理论板数及进料位置（编程） 6
2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 7
第 3 章 精馏塔重要工艺尺寸设计计算 8
3.1 物性数据计算 8
3.2 精馏塔重要工艺尺寸计算 10
3.3 塔板重要工艺尺寸计算 12
3.4 塔板流体力学校核 15
3.5 塔板符合性能图 17
第 4 章 热量衡算 21
4.1 热量衡算示意图 21
4.2 热量衡算 21
第 5 章 塔附属设备计算 25
5.1 筒体与封头 25
5.2 除沫器 25
5.3 裙座 25
5.4 塔总体高度设计 25
5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）设计计算 26
5.6 进料管设计 27
5.7 泵选型 27
5.8 贮罐计算 28
第 6 章 结论 29
6.1 结论 29
6.2 重要数据成果总汇 29
结 束 语 30
参照文献 31
附录1重要符号阐明 32
附录2 程序框图 34
附录3 精馏塔工艺条件图 35
附录4 生产工艺流程图 36
教 师 评 语 37

摘 要

本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—持续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.409，使塔顶产品苯摩尔含量达到0.95，塔底釜液摩尔分数为0.01。

综合工艺以便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为18块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为11块。依照经验是算得全塔效率为0.544，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为21块，实际加料板位置在第9块板。由精馏段工艺计算得到塔经0.3m，塔总高19.50m。通过流体力学验算表白此塔工艺尺寸符合规定，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好操做性能，精馏段操作弹性为1.48。

塔附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用100℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。
核心词：苯—甲苯 浮阀精馏 逐板计算 负荷

第 1 章 绪论
1.1 设计流程
本设计任务为分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物分离，应采用持续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一某些回流至塔内，别的某些经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
设计流程框图如下：

精馏塔重要工艺尺寸设计
精馏塔工艺设计

热量衡算

塔附属设备及重要附件选型

绘制工艺流程图和工艺条件图

任务书上规定生产任务长期固定，适当采用持续精流流程。贮罐中原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液某些运用重力泡点回流；某些持续采出到产品罐。简易流程如下，详细流程见附图。
5
4
3
2
F
1
W
D
F
2
F
F

1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器
1.2 设计思路
本次课程设计任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯挥发度有明显差别，可用一种塔进行精馏分离。
要分离组分在常压下均是液体，因而操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同步在塔顶设立冷凝器，在塔底设立再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计塔较高，应用泵强制回流。
1.2.1加料方式
本设计加料方式为泡点进料。
1.2.2加热方式
本设计加热方式为塔底间接加热。
1.2.3回流比选取
选取操作回流比为最小回流比1.2倍。
1.2.4塔顶冷凝器冷凝方式与冷却介质选取
冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。
1.2.5设计流程图
第 2 章 精馏塔工艺设计
2.1 产品浓度计算
M苯=78.11 ， M甲苯=92.14
摩尔分数
XF=
XD=
XW=
摩尔质量
MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.409kg/kmol
2.2 平均相对挥发度计算
温度计算
表2.1苯—甲苯气液平衡与温度关系表[1]
温度
/0C
苯/%(mol分率)
温度
/0C
苯/%(mol分率)
温度
/0C
苯/%(mol分率)

液相
气相

液相
气相

液相
气相
110.6
0
0
95.2
39.7
61.8
84.4
80.3
91.4
106.1
8.8
21.2
92.1
48.9
71.0
82.3
90.3
95.7
102.2
20.0
37.0
89.4
59.2
78.9
81.2
95.0
97.9
98.6
30.0
50.0
86.8
70.0
85.3
80.2
100.0
100.0
用内插法求得、、

：
：
:
故由上塔顶温度
气相构成
进料温度
气相构成
塔底温度
气相构成
由上温度和气相构成来计算相对挥发度

则精馏段平均相对挥发度
提馏段平均相对挥发度

2.2 最小回流比计算和适当回流比拟定
2.2.1 最小回流比计算
由Antonie方程 ，
——温度T时饱和蒸汽压
T——温度，K
A,B,C——Antonie常数
表2.2 [1]

A
B
C

苯
16.0137
3096.52
-53.67
甲苯
15.9008
2788.51
-52.36
则 ：

故
最小回流比即为

2.2.2 适当回流比拟定
设计中令回流比
2.3 物料衡算
F ：进料量（Kmol/s） =0.409 原料构成（摩尔分数，下同）
D ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.957 塔顶构成
W ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.012塔底构成
进料量 ：

物料衡算式为 ：
因R=1.78

表2.3物料衡算成果表1
物料
流量（kmol/s）
构成
进料F

苯 0.409
甲苯 0.59
塔顶产品D

苯 0.957
甲苯 0.043
塔底残夜W

苯 0.012
甲苯 0.988
表2.4 物料衡算成果表2
物料
物流（kmol/s）
精馏段上升蒸汽量
1.59
提馏段上升蒸汽量
1.59
精馏段下降液体量
1.02
提馏段下降液体量
2.38
2.4 精馏段和提馏段操作线方程
精馏段操作线方程 ：
（1）
提馏段操作线方程 ：
（2）
2.5 逐板法拟定理论板数及进料位置（编程）
因，得出相平衡方程或（3）
又由于塔顶有全凝器，因此代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 重复计算得

将代入（2）式得代入（3）得 重复计算得

总理论板数为18块（涉及再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需11块。

2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置
板效率用奥康奈尔公式 计算
塔顶与塔釜平均温度为
t=95.575时，由《化学化工物性数据手册》查得
则
故
即全塔效率
则精馏段实际板数
提馏段实际板数
故实际板数为，实际加料位置为第14块塔板。

第 3 章 精馏塔重要工艺尺寸设计计算
3.1 物性数据计算
3.1.1 操作压强计算
塔顶操作压力
取每层塔板压降为
进料板压力
塔底压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
3.1.2 操作温度计算
因
则精馏段平均温度
提馏段平均温度
3.1.3 平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由相平衡方程得，则

进料板平均摩尔质量计算

塔底平均摩尔质量计算

精馏段平均摩尔质量计算

提馏段平均摩尔质量计算

3.1.4 液体平均粘度计算
液体平均粘度依计算
时，查《化学化工物性数据手册》得

进料板液体平均粘度计算
时，查《化学化工物性数据手册》得

塔底液体粘度计算
时，查《化学化工物性数据手册》得

精馏段液相平均粘度为：
提馏段液相平均粘度为：
3.1.5 平均密度计算
（1）气相平均密度计算
由抱负气体状态方程计算，即
精馏段
提馏段
（2）液相平均密度计算
液相平均密度依
又
时，查《化学化工物性数据手册》得

进料板，由加料板液相构成，
则
时，查《化学化工物性数据手册》得

时，查《化学化工物性数据手册》得

故精馏段平均液相密度为
提馏段平均液相密度为
3.1.6 液相平均表面张力计算
有公式计算
塔顶液相平均表面张力计算
时，查《化学化工物性数据手册》得

进料板液相平均表面张力计算
时，查《化学化工物性数据手册》得

塔底液相平均表面张力
时，查《化学化工物性数据手册》得

精馏段平均表面张力为
提馏段平均表面张力为
3.2 精馏塔重要工艺尺寸计算
3.2.1 塔径计算
气液相体积流量为
精馏段：
提馏段：
则，精馏段由,C可由：

则 ,

图3-1.史密斯关联图[1]

查史密斯关联图得,

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按原则塔径圆整后为D=0.3m
塔截面积为
实际空塔气速为
同理提馏段：由史密斯关联图查得，图横坐标为：

取板间距板上液层高度,则
，查史密斯关联图得

取安全系数为0.7，则

按原则塔径圆整后
塔截面积为
实际空塔气速为：
3.2.2 精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度为
提馏段有效高度为
故精馏塔有效高度为:
3.3 塔板重要工艺尺寸计算
3.3.1 溢流装置计算
选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：
(1)堰长
取
(2)溢流堰高度
精馏段：由,选用平直堰，堰上液层高度
近似取E=1，则
取板上层清液高度,则：

提馏段：
取
(3)弓形降液管高度和截面积
精馏段：由，

图3-2.弓形降液管宽度和面积[5]

查弓形降液管参数图得：

验算液体在降液管中停留时间，即：
故降液管设计合理
提馏段：因
则，故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度
取降液管底隙流速，则
精馏段：
提馏段：
故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度
3.3.2 塔板布置
本设计塔径
取阀孔动能因子,则
精馏段孔速
取每层塔板上浮阀数目为：

取边沿区宽度,破沫区宽度
计算塔板上鼓泡区面积，即：

同理提馏段孔速
每层塔板上浮阀数目为：

取边沿区宽度为，破沫区宽度
因故塔板上鼓泡区面积
取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图浮阀数功能因数,则：
精馏段:
塔板开孔率为：
提馏段:
塔板开孔率为：
3.4 塔板流体力学校核
3.4.1 干板阻力
气体通过塔板压强降相称液柱高度，根据计算塔板压降
精馏段：
因，故：

提馏段：
因，故：

3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力
由于所分离苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度，因此
则，精馏段
换算成单板压强降
提馏段
换算成单板压降
3.4.3 淹塔（液泛）
为了防止发生淹塔现象，规定控制降液管中清液高度，
单层气体通过塔板压降所相称液柱高度：
精馏段：
提馏段：
液体通过降液管压头损失：
精馏段：
提馏段：
板上液层高度：精馏段，则

提馏段，则：

取已选定
则，精馏段
,因此符合防止淹塔规定
提馏段
,因此符合防止淹塔规定。
3.4.4 物沫夹带
由公式：泛点率=
板上液体流经长度：
板上液流面积：

图3-3 泛点负荷因数[1]

则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得，带入公式有：
泛点率
提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得
泛点率

物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每公斤上升气体中带到上层塔板液体量控制在一定范畴内，才干保证一定生产能力和塔板效率。物沫夹带量应满足不大于0.1kg(液)/kg(干气体)规定。对于大塔径泛点需控制在80%如下，从以上计算成果可知，其泛点率低于80%，因此物沫夹带满足规定。
3.5 塔板符合性能图
3.5.1 物沫夹带线
泛点率=据此可做出负荷性能图物沫夹带线。按泛点率80%计算：
精馏段
整顿得：
由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范畴内取两个：
表3-1物沫夹带曲线表1

0
0.01

0.068
0.012
提馏段
整顿得：
在操作范畴内取两个:
表3-2物沫夹带曲线表2

0
0.01

0.062
0.010
3.5.2 液泛线
由此拟定液泛线，忽视式中

精馏段
整顿得
提馏段
整顿得
在操作范畴内，任取若干个值，算出相应值
表3-3液泛线
精馏段
提馏段

0
0.143
0
0.134
0.0002
0.138
0.0002
0.130
0.0005
0.126
0.0005
0.126
0.0008
0.105
0.0008
0.121

3.5.3 液相负荷上限
液体最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s
液体降液管内停留时间-5s
以=5s为液体在降液管中停留时间下限,则
=
3.5.4 漏液线
对于型重阀,依=5作为规定气体最小符合原则，则
精馏段
提馏段
3.5.5 也想负荷下限线
取堰上液层高度=0.006m，作为液相负荷下限条件，依=0.006，计算出下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关竖直线：
取E=1.0,则

由以上1-5作出塔板负荷性能图

图3-4精馏段塔板负荷性能图

图3-5提留段塔板负荷性能图
由塔板负荷性能图可看出
(1) 在任务规定气液负荷下操作点P（设计点）处在适当操作区适中位置。
(2) 踏板气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。
(3) 按照固定液气比由塔板负荷性能图查出踏板气相负荷上限（=0.068（0.0625）/s，气相负荷下限=0.032（0.030）/s ，因此精馏段操作弹性为，提馏段操作弹性为

第 4 章 热量衡算
4.1 热量衡算示意图

4.2 热量衡算
4.2.1 加热介质选取
选取饱和水蒸气，温度133.3，工程大气压为300KPa
因素：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不适当太高。
4.2.2 冷却剂选取
本设计建厂选在吉林，平均气温为25，故选用25冷却水，温升10，即冷却水出口温度为35。
4.2.3 热量衡算
（1）冷凝器热负荷
蒸发潜化热计算：
蒸发潜化热与温度关系：
式中——蒸发潜热
——对比温度
表4.1 沸点下蒸发潜热列表[6]
物质
沸点/
蒸发潜热

苯
80.01
393.9
562.10
甲苯
110.63
363
591.72
由表2.1使用内插法，计算出

由上知,故由Pitzer偏心因子法

式中——偏心因子
——对比温度
故：式中——塔顶上升蒸汽焓
——塔顶溜出液焓
又
式中——塔顶液体质量分数
R=1.78

(2）冷却水消耗量

式中——冷却水消耗量，kg/s
——冷却介质在平均温度下比热容，kJ/(kg)
——冷却戒指在冷凝器进出口温度，
故
此温度下冷却水比热容，因此：

（3）加热器热负荷及全塔热量衡算
表4.2 苯、甲苯液态比热容[6]
温度
苯
甲苯
0
1.507
1.630
20
1.716
1.681
40
1.767
1.757
60
1.828
1.834
80
1.881
1.902
100
1.953
1.970
120
2.047
2.073

表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物比热容
物质
塔顶
塔釜
进料
精馏段
提馏段
苯
1.885
1.999
1.934
1.909
1.964
甲苯
1.906
2.021
1.952
1.929
1.982
由表4.3 ，精馏段 ：
苯：
甲苯：
提馏段：
苯：
甲苯：
塔顶流出液比热容：

塔釜溜出液比热容：

以进料焓，即时焓值为基准：

对全塔进行热量衡算：

塔釜热损失为10%，则
故
式中——加热器抱负热负荷
——加热器实际热负荷
——塔顶溜出液带出热量
——塔底溜出液带出热量
加热蒸汽消耗量：
查得
故
表4.4 热量衡算成果表
符号

数值
44.91
1.06
0
-0.015
0.024
49.91
0.023

第 5 章 塔附属设备计算
5.1 筒体与封头
筒体
壁厚选4mm，所选材质为。
封头 选用椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度，直边高度，故选用封头
5.2 除沫器
空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴状况下，设立除沫器，以减少液体夹带损失，保证气体纯度，保证后续设备正常操作。
这里选用丝网除沫器，其具备比表面积大，质量轻，空隙大及实用以便等长处。
设计气速选用：,系数

除沫器直径：
故选用不锈钢除沫器，类型：原则型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝
5.3 裙座
塔底惯用裙座支撑，裙座结垢性能好，连接处产生局部阻力小，因此它是设备重要支座形式，为了制作以便，普通采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基本环内径：

基本环外径：
圆整：，基本环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去。
5.4 手孔
由于本次设计塔径较小，因此应设立手孔。手孔设立应便于人手臂可以伸入塔内，普通每隔4—5m才设一种手孔，本塔中共34块板，须设5个手孔，每个孔直径为100mm。
5.5 塔总体高度设计
5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头直线距离，取除沫器到第一块板距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
5.4.2塔底部空间高度
塔底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线距离，釜液停留时间取10min。
5.4.3 塔总体高度

5.6 换热器（进料预热器或产品冷却器）设计计算
5.5.1 冷却器
选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节约面积，减少材料费用。
取冷凝器传热系数：，又吉林地区平均温度25，10
对于逆流：
T 81.0682.25
t 2535

故冷凝器冷凝面积：

表5.1 选用冷凝器参数表[7]
公称直径/mm
管程数
管数
管长/mm
换热面积/
公称压力/
159
1
13

25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8
原则图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-5
5.5.2 加热器
选用U型管加热器，经解决后，放在塔釜内。蒸汽选取133.3饱和水蒸气，传热系数：

由热量衡算知
换热面积
表5.2 所选加热器参数表[7]
公称直径/mm
管程数
管数
管长/mm
换热面积/
公称压力/
159
1
13

25
注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8
原则图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273Ⅱ-25-4
5.7 进料管设计
本次加料选取高位槽加料，因此可取0.4-0.8m/s。本次取。
，查化学化工物性数据手册得

则

式中——进料液质量流量，kg/s
——进料条件下液体密度，，圆整后
表5.3 所选进料管参数表[8]
内管
外管
半径R

内管重/(kg/m)

75
120
150
1.63
注：摘自《浮阀塔》P197表5-3
5.8 泵选型
为拟定泵输送一定流量所需扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选取原料罐内液面与进料口处管截面建立机械能衡算式：

式中：Z——两截面处位头差
——两截面处静压头差
——两截面处动压头差
——直管阻力
——管件、阀门局部阻力
——流体流经设备阻力
对进料管可取1.5-2.5m/s
取，

提高压头
设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个弯头，，

在原料液内液面与进料口建立机械能衡算：

表8-3泵参数表[7]
流量/
扬程/H/m
转数/r/min
叶轮直径/mm
容许吸上真空度/m
效率/%
6.0
15.7
3400
125
7.5
53
设备型号：

5.9 贮罐计算
以回流罐为例，回流罐通过物流量
设凝液在回流罐中停留时间为10min，罐填充系数为0.7，则该罐容积V计算如下

故回流罐容积可取V=0.3
第 6 章 结论
6.1 结论
咱们课程设计任务：苯-甲苯浮阀式持续精馏塔设计在历时进5个星期后，终于完毕了。这次对苯-甲苯浮阀式持续精馏塔设计，咱们理解任务设计基本内容，掌握了它重要程序和办法，培养了分析和解决工程实际问题能力，更重要是树立对的设计思想，加强了 个人独立完毕任务能力。
依照4个多星期数据计算解决，得出了某些重要基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc=Kg/h ，塔顶馏出液带出热量=-2617.96KJ/h ，塔底馏出液带出热量=5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精馏塔附属设备计算可知：塔顶冷凝器型号为G159I-25-2，塔底再沸器型号为G273II-25-3。
本次设计计算成果均符合设计规定，故本次设计是合理。
6.2 重要数据成果总汇
表6.1 设计浮阀塔板重要成果汇总表
项目
符号
单位
计 算 数 据
精馏段
提馏段
塔径

m
0.3
0.3
板间距

m
0.45
0.45
空塔气速
u
m/s
0.648
0.618
堰长

m
0.24
0.24
堰高

m
0.056
0.0528
板上清液层高度

m
0.06
0.06
降液管底隙高

m
0.0055
0.014
浮阀数

9
9
阀孔气速

m/s
7.15
6.74
浮阀动能因子

7.19
7.27
临界阀孔气速

m/s
6.0
5.58
孔心距
t
m
0.075
0.075
单板压降

Pa
621.31
616.15
降液管内液层高度

m
0.1398
0.1407
泛点率
F
%
54.73
58.11
气相负荷上限

0.068
0.0625
气相负荷下限

0.032
0.030
操作弹性

1.48
1.42
塔板类型
单溢流弓形降液管

结束语
化工原理课程设计是化工原理教学中一种环节，它规定对化工原理课程各个方面都比较熟悉，特别是计算某些对化工原理课程掌握规定度更高，并且对设备选型及设计要有一定理解，对化工绘图能力要有一定规定。通过这段期间课程设计，我对化工原理设计有了进一步结识，并且对化工原理精馏这一种章节知识更加熟悉，可以说是进一步巩固了。
此外，课程设计是对以往学过知识加以检查，它可以培养咱们理论联系实际能力，特别是这次精馏塔设计更使咱们进一步理解和结识了化工生产过程，使咱们所学知识不局限于课本，并锻炼了我逻辑思维能力。
设计过程中还培养了我自学能力，设计中许多知识都需要查阅资料和文献，并规定加以归纳、整顿和总结。通过自学及教师指引，不但巩固了我所学化工原理知识,更极大地拓宽了我知识面，让我更加深刻地结识到实际化工生产过程和理论联系和差别，这对将来毕业设计及工作无疑将起到重要作用。
在本次化工原理设计过程中，我收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我懂得那只是暂时。在教师和同窗们协助下，我克服了种种困难课程设计圆满完毕了。我更觉得学好基本知识重要性，以便为将来工作打下良好基本。
在此，特别感谢刘艳杰教师，您指引使得我设计工作得以圆满完毕。此外，在设计过程中还得到了许多同窗热心协助，一并给以衷心感谢！
参照文献
[1] 王国胜.化工原理课程设计[M]. 大连：大连理工大学出版社,
[2] 陈敏恒,从德滋,方图南,等.化工原理(上、下册第三版)[M]. 北京：化学工业出版社.
[3] 中华人民共和国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上)[M] 北京:化学工业出版社,
[4] 唐伦成编著.化工原理课程设计简要教程,第一版[M] 哈尔滨：哈尔滨工业大学出版社,
[5] 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京：化学工业出版社，
[6] 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)[M]. 北京：化学工业出版社，
[7]《化工设备设计手册》编写组.金属设备(上)[M]. 上海：上海人民出版社，1975
[8] 北京化工研究院“板式塔”专项组，浮阀塔[M]. 北京：燃料化学工业出版社，1972
附录1重要符号阐明
符号
意义
计量单位
M
摩尔质量
kg/kmol
F
进料率
kmol/s
D
塔顶采出率
kmol/s
W
塔底采出率
kmol/s
q
进料热状况

x
液相摩尔分率

y
气相摩尔分率

R
回流比

L
液相负荷
kmol/s
V
气相负荷
kmol/s
NT
理论塔板数
-
Np
实际塔板数
-
P
操作压力
Pa
t
温度
℃
ρ
密度
kg/m3
σ
表面张力
mN/m
μ
粘度
mPa·s
VS
气相体积流率
m3/s
LS
液相体积流率
m3/s
umax
最大空塔气速
m/s
HT
板间距
m
hL
板上清液高度
m
C20
负荷系数

C
负荷因子
m/s
u
空塔气速
m/s
D
塔径
m
AT
塔截面积
m2
Z
有效高度
m
lW
堰长
m
hW
溢流堰高度
m
hOW
堰上液层高度
m
Wd
降液管宽度
m
Af
截面积
m2

降液管中停留时间
s
h0
降液管底隙高度
m
Ws
边沿区宽度
m
Wc
无效区宽度
m
Aa
开孔区面积
m2
t
孔中心距
mm
n
浮阀数目
个
φ
开孔率

h
阻力
Pa
E
液流收缩系数
-
ET
塔板效率
-
K
稳定系数

Hd
降液管内液层高
m
CP
比热容
kJ/(kmol℃)
Q
热量
kJ/h

潜化热
kJ/kg

蒸汽用量
kg/h
Fo
气体阀孔动能因子
kg0.5/(s·m0.5)
g
重力加速度
m/s2
N
塔板数目
-
hc
与干板压强降相称液柱高度
m
下标
A，1
轻组分

B，2
重组分

D
馏出液

F
加料

m
平均值

W
釜液

L
液相

V
气相

开始
结束
附录2 程序框图 yn=Xn
N
n
用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出Xn
Xn>Xq
由精馏段操作线方程
y=0.648x+0.344求出yn
Xn>Xw

由提馏段操作线方程
y=1.49x-0.006求出yn

n = n+1
用汽液相平衡方程x=y/（-（-1）y）求出Xn

解得理论板数和进料板位置
n = n+1
输入==0.9599，=2.46，n=1，xq=0.409，xw=0.012

附录3 精馏塔工艺条件图
附录4 生产工艺流程图
教 师 评 语

指
导
教
师
评
语

成绩

指引
教师

时间