[自然科学]课程设计：分离乙醇和正丙醇详细版.doc

课程设计一、 课程设计题目 乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：25000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：乙醇含量35%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量99%（wt%）；塔釜乙醇含量2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.5Rm2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排10.2610.28设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算10.2811.11工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）11.1111.18塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）11.1811.25热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.0212.09绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.0912.16编写设计说明书，答辩要求2012.01.03将说明书及图纸装订并提交2012.1.41.5答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩 教研室主任签名： 年 月 日摘 要 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等领域中被广泛应用。精馏是使易挥发组分进入气相，难挥发组分进入液相，从而使液体混合物分离。本次设计任务为处理25000吨/年的乙醇和正丙醇混合物。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。本设计通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的浮阀塔。关键词 浮阀塔 乙醇 正丙醇 回流比第一章 绪论1.1浮阀塔的简介：浮阀塔是20世纪50年代开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔除安装一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起上升，空速低时，阀片因自身重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入夜层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。1.2浮阀塔的优点：（1）生产能力大：由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20%40%（2）操作弹性大：由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔的都要宽（3）塔板效率高：因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触的时间交长而雾沫夹带量较小，板效率较高（4）塔板压降及液面落差较小：因为气液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小（5）塔的造价低：因结构简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%80%，而为筛板塔的120%130%浮阀塔不宜处理易结焦货黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般集合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。1.3设计方案在本次实验中我们进行乙醇和正丙醇的精馏分离，蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却等设备，我们采用的是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分冷凝所实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以用高位糟。塔顶采取全凝器，可以更好地控制回流比，而且本次是采用间接加热，需要用到再沸器。可以通过下面的简易流程图了解：1.4设计思路1.4.1塔型选择由任务书给定，塔板类型为浮阀塔板，这是由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，加上浮阀塔生产能力大的特点，因此选用浮阀塔。1.4.2操作压力的选择由于乙醇-正丙醇体系对温度依赖性不强，常压为液态，都是易挥发有机物能用循环水将馏出物冷凝下来，为降低塔的操作费用，减少运转的费用，故采用常压蒸馏，按任务书给定操作压力为100KPa。1.4.3进料热状况的选择由任务书给定，为泡点（饱和液体）进料，采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的恒摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.4.4加热方式加热方式采用间接蒸汽加热，设置再沸器，这样使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数。同时也使用了换热器，确保整个过程的热传递顺利进行。1.4.5回流比的选择由任务书给定，为使设备费和操作费用之和最低，取R=1.5Rm1.4.6塔顶冷凝方式由任务书给定，塔顶采用全凝器。1.4.7管道的选择本次设计选用直管进料管，通过选择适当的流速来确认每个地方的管径。1.5简易流程图第二章 塔板的工艺设计2.1物系图2.1.1物性数据物质分子式分子量沸点(101.3kPa)熔点（）临界温度(）临界压力（Mpa)热导率W/(m*K)乙醇CH3CH2OH46.0778.32-114.5243.16.3818正丙醇CH3CH2CH2OH60.197.2126.2263.75.061.71662.1.2压下乙醇-正丙醇气液平衡（摩尔）与温度关系温度（t/）97.6093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38液相组成x气相组成y000.1260.2400.1880.3180.2100.3490.3580.5500.4610.6500.5460.7710.6000.7600.6630.7990.8840.9141.01.02.1.3密度与温度的关系温度（）707580859095100乙醇（kg/m）748.87739.87735.87731.87728.87723.87715.87正丙醇（kg/m）762.86755.86750.86745.87740.87735.87730.872.1.4粘性与温度的关系温度（）707580859095100乙醇/mPas正丙醇/mPas0.5100.8490.4800.7500.4260.6850.4100.6400.3700.5650.3450.4950.3250.4602.1.5表面张力与温度的关系温度/707580859095100乙醇/mNm-1正丙醇/mNm-118.219.817.919.517.418.917.018.516.418.116.117.615.717.22.1.6.比热容与温度的关系温度（）60708090100乙醇正丙醇3.072.863.253.003.483.133.693.263.893.342.1.7.蒸汽压与温度的关系温度/20406080100乙醇/kPa正丙醇/kPa5.871.94117.896.95446.820.36108.250.93223.6112.42.1.8.汽化热与温度的关系温度（）708090100乙醇/正丙醇/810.1673.3820.5690.5840.8703.5860.9745.52.2物料衡算2.2.1精馏塔全塔的物料衡算进料量: 原料乙醇的组成 ： 塔顶的组成： 塔底的组成： 物料衡算式：F=D+W 联立带入求解：W=0.011kmol/s D=0.00712kmol/s图2-1数据汇集符号W/kmol/sD/kmol/s数值41.26%99.23%2.59%0.01780.0110.007122.2.2温度 精馏段平均温度：提馏段平均温度：图2-2数据汇集符号数值87.2278.5296.8382.8792.032.2.3密度塔顶温度：气相组成： 进料温度：气相组成： 塔底温度：气相组成： （1）精馏段液相组成：气相组成：所以：（2）提馏段液相组成：气相组成：所以：由于不同温度下乙醇和正丙醇的密度可得在 ： 在： 在： 所以精馏段密度： 所以提馏段密度： 图2-3数据汇集符号数值739.01737.20733.77741.86736.391.731.601.931.671.832.2.4表面张力乙醇的表面张力： 正丙醇的表面张力： （1） 精馏段的表面张力：（2） 提馏段的表面张力：图2-4数据汇集符号数值17.6617.2817.4117.4717.542.2.5.混合物的粘度（1）精馏段平均温度： 精馏段的粘度：（2）提馏段平均温度： 提馏段的粘度：图2-5数据汇集符号数值0.4170.6590.4890.3600.5370.4982.2.6平均相对挥发度 相对挥发度 可用安托因方程： (,)求得表2-6安托因公式的相关常数物质ABC乙醇正丙醇8.21337.61921652.0501375.140231.480193.010乙醇的安托因方程：正丙醇的安托因方程：表2-7安托因公式求得的相关数值x温度t/Po乙醇/mmHgPo正丙醇/mmHgF0.412687.221070.50515.252.08D0.992378.52765.78358.752.13W0.025996.831518.16749.412.03精馏段：提馏段：可得平衡关系式: 精馏段： 即 提馏段： 即2.2.7回流比由于为饱和进料：2.2.8操作线方程的求算（1）精馏段操作线方程:（2）提馏段操作线方程: 其中:2.3理论塔板的计算用逐板法计算理论板数表2-8各板的x，y值序号x序号y10.98396610.992320.97053720.9857530.9498830.9754940.91897940.95970850.87462250.936160.81458860.90221170.73949170.85634580.65428780.79897190.56769190.733876100.488986100.667716110.424393110.607585120.375679120.55823613140.331760.280613140.5044010.44432150.225916150.374332160.172588160.299526170.125033170.226572180.085895180.161517190.055755190.107976200.033711200.066744210.018189210.036588对于精馏段：精馏段方程：和平衡方程： 即由于塔顶为全凝器，即由于 那就是说明第11块理论板为进料板 对于提馏段：由提馏段操作线方程:和平衡方程： 即将代入提馏段方程，可得，再把代入提馏段平衡方程可得由于，即（包括塔釜）全塔塔板数，全塔第12块板为进料板2.4全塔效率的估算板效率可用奥康奈尔公式 计算对于精馏段： 对于提馏段： 全塔所需要的实际塔板数：(包括塔釜)全塔效率： 加料板位置在第24块塔板。第三章 塔径的初步设计3.1气液相体积流量的计算（1）精馏段：由于： 则质量流量：体积流量：（1） 提馏段：由于： 则质量流量：3.2空塔气速的求算（1）精馏段由横坐标数值：取 通过史密斯关联图可得： 由于安全系数为0.6-0.8，本次取0.7即 圆整： 横截面积： 空塔气速：（2）提馏段由横坐标数值：取 通过史密斯关联图可得： 由于安全系数为0.6-0.8，本次取0.7即 圆整： 横截面积： 空塔气速：3.3溢流装置3.3.1堰长选用单溢流弓形降液管，不设进口堰取 采用平直堰（1）精馏段：出口堰高： （2）提馏段：出口堰高： 3.3.2 弓形液降管的宽度和横截面已知，通过查图3-12得 , 则 验算降液管内停留时间：（1）精馏段：（2）提馏段：故降液管可使用。3.3.3降液管底隙高度（1）精馏段：（2）提馏段：3.4塔板分布，浮阀数目与排布3.4.1塔板分布：本设计塔径D=1m。采用分块式塔板3.4.2 浮阀数目与排列：（1）精馏段：取阀孔动能因子 ，则孔速： 每层塔板上浮阀数目为：（取阀孔直径 ）阀孔总面积 浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm。则排间距：按 和以等腰三角形叉排方式作图（见下图），排得阀孔数74个。图3-1精馏段的筛孔排布图按重新核算孔速及阀孔动能因数：塔板开孔率 阀孔动能因数变化不大，仍在范围内。（2）提馏段：取阀孔动能因子 ，则孔速：每层塔板上浮阀数目为： （取阀孔直径 ）阀孔总面积浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm。则排间距：按 和以等腰三角形叉排方式作图（见下图），排得阀孔数82个。图3-2提馏段的筛孔排布图按重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数变化不大，仍在范围内。塔板开孔率 第四章 塔板的流体力学计算4.1气相通过浮阀板的压降 可根据 ，计算（1）精馏段1）干板阻力： 由于即：2）板上充气液层阻力 3）液体表面张力所造成的阻力由于阻力很小可忽略不计，即因此：（2）提馏段： 1）干板阻力： 由于即：2）板上充气液层阻力 3）液体表面张力所造成的阻力由于阻力很小可忽略不计，即因此：42淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度 即 (1)精馏段：单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：液体通过降液管的压头损失：板上层液高度: ,，所以符合防止淹塔的要求。(2)提馏段：单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：液体通过降液管的压头损失：板上层液高度: , ，所以符合防止淹塔的要求。4.3雾沫夹带(1)精馏段 ， 对于大塔，为了避免过量的雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%，由以上计算可知道雾沫夹带能满足ev0.1kg/kg的要求。(2)提馏段 ，由以上计算知道，符合要求。4.4塔板性能负荷图4.4.1雾沫夹带线,按返点率80%来计算：(1)精馏段：(2)提馏段：在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相应的Vs值计算如表所示：表4-1 雾沫夹带数据精馏段提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0021.2507 0.0021.8059 0.011.08930.011.65324.4.2泛液线(1)精馏段：整理得：(2)提馏段：整理得：在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相应的Vs值计算如表所示：表4-2 液泛数据精馏段提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.79630.0011.9290.0021.79100.0051.8940.0051.79080.0061.6500.0071.65310.0071.4884.4.3液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限即精馏段和提馏段的： 4.4.4漏液线对于F1型重阀，根据：（1）精馏段：（2）提馏段：4.4.5液相负荷下线精馏段和提馏段分别取堰上液层高度how=0.0114m和how=0.0182m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线与气相的流量无关的竖直线对于精馏段对于提馏段4.4.6负荷性能图地绘制由负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的左边位置上。（2）塔板的气相负荷上限由液泛控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由图查出图4-1精馏段负荷性能图图4-2提馏段负荷性能图第五章 塔附件设计5.1筒体 壁厚选择为3mm，采用钢板卷制。5.2封头采用椭圆形封头，由公称直径1000mm，采用曲面高度450mm，直边高度40mm，即。5.3除沫器本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大以及使用方便等优点。本设计气速选取：K=0.107除沫器的直径为：选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；不锈钢丝网；丝网尺寸：。5.4裙座裙座高度为：。5.5人孔本塔有44块板，需设置4个人孔，每个孔直径为450mm，板间距为600mm。5.5塔总高度的设计5.5.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指为塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶空间高度为1200mm。5.5.2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塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。5.5.3塔总体高度表5-1浮阀塔设计计算结果序号项目符号单位数值备注精馏段提馏段1平均温度82.8792.032操作压强kPa1001003气相流量m3s-10.8840.9164液相流量m3s-10.0015650.0031675 理论塔板数实际112310116塔径m1.01.07板间距m0.450.458溢流形势单溢流单溢流分块式塔板9降液管形式弓形弓形10堰长m0.700.7011堰高m0.03860.031812板上液层高度m0.0500.05013堰上液层高度m0.01140.018214降液管底隙高度m0.03260.025815安定区宽度m0.0700.07016边缘区宽度m0.0500.05017鼓泡区面积m20.4690.46918阀孔直径m0.0390.03919阀孔数目n个7482等腰三角形20孔中心距tm0.0750.0650.0750.0612122开孔率11.2612.48空塔气速ums-11.1261.16723核算后阀孔气速ms-110.009.3524稳定系数K1.01.025每层塔板压降Pa443.94440.6626液相负荷上限m3s-10.006570.0065727液相负荷下限m3s-10.0005970.0031528泛点率56.7042.3729气相负荷上限m3s-11.8331.929液泛控制30气相负荷下限m3s-10.3420.362漏液控制31操作弹性5.365.3332总高Hm26.27第六章 附属设备与管道的选取6.1接管6.1.1进料管本次设计采用直管进料管，管径计算如下：取 圆整后选取6.1.2回流管采用直管回流管，取 圆整后选取6.1.3塔底出料管直管出料取 圆整后选取6.1.4塔顶蒸气出料管直管出气取出口气速， 圆整后选取6.1.5塔底进气管直管出气取出口气速， 6.2预热器的选择6.2.1各组分物性数据项目温度t/密度/kgm-3比热CP/kJkg-1-1汽化潜热/kJkg-1水蒸汽1201.11991.8762205.2进料87.22739.013.36721.938本设计取假定总传热系数 6.2.2计算预热器流量6.2.3计算比热容（1）乙醇： （2） 正丙醇： 因此：精馏段的比热容：提馏段的比热容：表6-2乙醇，正丙醇在不同温度下混合物的比热容塔顶塔釜进料精馏段提馏段乙醇正丙醇3.453.113.833.313.633.223.543.173.733.276.2.4计算热负荷以及蒸汽用量6.2.5计算平均温度出料液温度：2587.22水蒸气温度：120120由于为逆流操作，因此：6.2.6传热面积由于，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准（参见化工原理上册附录二十八）中选定F325-2.5-6.4型预热器，有关参数如下表6-3 选定换热器相关参数壳程/mm325管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa2.5管长/m3公称面积/m26.4管子总数28管程数4管子排列方法转角正方形6.2.7核算总传热系数实际传热面积若采用此传热面积的预热器，则要求过程的总传热系数为:6.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量6.3.1汽化热的计算 表6-4沸点下汽化潜热列表沸点/汽化热/kJkg-1Tc/K乙醇78.32841.573516.25正丙醇97.20681.068536.70（1）96.83时，乙醇：汽化热：（2）同理，正丙醇: 汽化热：所以 ： 6.3.2热负荷的计算6.3.3平均温度的计算选用120饱和水蒸气加热釜液温度：96.8397.2水蒸气温度：120120由于为逆流操作，因此：6.3.4传热面积的计算本设计取假定总传热系数 由于，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准（参见化工原理上册附录二十八）中选定F600-2.5-91.5型再沸器，有关参数如下表6-5 选定换热器相关参数壳程/mm600管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa2.5管长/m6公称面积/m291.5管子总数198管程数2管子排列方法转角正方形6.3.5核算总传热系数实际传热面积若采用此传热面积的预热器，则要求过程的总传热系数为:6.3.6蒸气用量查表得120水蒸气汽化热为2205.2,则6.4塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量6.4.1汽化热的计算（1）78.52时，乙醇： 汽化热：（3） 同理，正丙醇:汽化热：所以：6.4.2热负荷的计算 6.4.3传热面积的计算塔顶温度：78.2（饱和气）78.52（饱和气）冷却水温度：2040由于为逆流操作，因此：6.4.4传热面积的计算本设计取假定总传热系数 由于，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准（参见化工原理上册附录二十八）中选定F500-2.5-40.1型冷凝器，有关参数如下表6-6 选定换热器相关参数壳程/mm500管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa2.5管长/m4.5公称面积/m242.8管子总数124管程数2管子排列方法转角正方形6.4.5核算总传热系数实际传热面积若采用此传热面积的预热器，则要求过程的总传热系数为:6.4.6冷却水用量选择冷却介质冷凝器进出口的温度分别为：20和40即：此温度下水的比热容 所以： 6.5全塔能量衡算QFQCQDQLQWQB图6-1全塔热量衡算图根据热量衡算式，可得：式中 进料带入系统的热量； 加热蒸汽带入系统(再沸器加热釜液)的热量； 馏出液带出系统的热量； 釜残液带出系统的热量； 冷却水带出系统（冷凝器冷却塔顶产品）的热量； 热损失。由于： 因此，热损失为：表6-7能量衡算 符号数值201.64-9.8720.971174.171171.07193.646.6进料泵的估算进料泵的流速经圆整选取 即所选造型为IS50-32-125。第七章 结论(1)本次课程设计是设计一个浮阀塔来分离乙醇和正丙醇，通过任务书给予的条件和内容，知道年处理量为25000吨，通过计算，我得出本次设计的浮阀塔的塔径是1m，是属于大塔，而且塔高为26.27m。由于该物系可看做理想物系，采用内差法快速算出特定组成下的乙醇-正丙醇混合液体的泡点温度和用安托因来计算相对挥发度，而且能用逐板法求取理论板数。（2）本设计计算中涉及到很多繁冗的公式，并且在不同书籍中对同一公式的表达有出入，这给计算带来了一定误差。但是我本次计算所采用的公式均以化工原理上下册和化工原理课程设计这三本书为主。就好比采用空塔气速确定塔径。如用操作气速确定塔径结果会更为准确些（因为实际上气体通过的仅是有效传质区而并非整个塔的横截面），但比较麻烦，而且两种方法计算出来的塔径结果相差不大（用空塔气速计算出来的塔径偏小）。由于计算得到的塔径还需按标准塔径圆整，所以用两种方法所得到的塔径大小一般是相同的。故本设计采用空塔气速确定塔径，即与化工原理课程设计中所给予的方法一样来计算塔径。（3）在计算中，有一些计算值和实际值是有一段差距的。如：计算得出的塔效率,而实际中可达到60-70%.由此可知，设计计算只能帮助我们设计出大概规格。又好比在确定实际的孔阀数时，我是用autoCAD先画出来再逐个逐个去数，在数的过程中又发现某些地方又可以加孔，因此在实际操作中计算的是有待修正，而且设计这个不能过于死板，要多重分析，不能只结合课本知识，要与实际相联系。（4）在物性计算中，在选取数据的时候要尽量选取符合自己以上算的的结果的値，因为在后序的计算才能更加符合实际。（5）回流比与经济校核密切相关，回流比太大，使能耗增加；太小，则塔板数增多，塔的制造费用增加。对于本次设计来说，我刚开始是利用q线方程来确定最小回流比，但计算结果偏大，直接影响了后来的数据，因此我便采用这条公式来计算，计算出来的结果比较符合实际。（6）对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值，本阶段是以确定其塔板负荷性能图为主，在选取相关的数据时候便要慎重。（7）塔的辅助设备设计主要是先初选换热器，再沸器，冷凝器。在这里主要应抓住热量衡算这一点，要先确定温度的关系，总传热的大小，在求出Q值后即可求出换热面积，就能选型了，但是碍于某些知识从没有涉及过，因此所选择的可能与实际相矛盾。（8）在确定管的型号，封头，人孔等的大小选择时候，碍于未涉及过这方面知识，只能大概地选择。（9）设计总体看，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。本设计中有些计算是为了方便计算或受实际情况的限制不能考察的，忽略或省略了某些因素，这对计算结果会造成一定影响。在实际工作中应尽量考虑周全。因此，在做计课程设计时要统筹全局，不能顾此失彼，同时要与实际尽量联系上，不能过于离谱。主要符号说明 ； ； ; ; 参考文献1.姚玉英主编化工原理上册-2版修订版.天津科学技术出版社.2009.72.姚玉英主编化工原理下册-2版修订版.天津科学技术出版社.2009.73.王国胜主编化工原理课程设计-2版.大连理工大学出版社.2006.8结 束 语本学期的化工原理课程设计终于结束了，虽然在这次过程中我感到很累也很烦燥，有着大量的任务，众多烦人的计算，有时候会因为某些数据算错或代错，导致几个小时乃至几天的工作量全部付诸于水，成了无用功。在课程设计的第一阶段（计算阶段）几乎每天都要开夜车，这是为了不因为这门课程设计而影响了其他科目的学习进度，同时那段时间是处于化工原理B和精细化学品的考试阶段，更是要把握好每一刻时间，利用好每一秒，从任务书上看，我们的时间貌似很充裕，其实不然，倘若再仔细一看，便了解到时间很赶，我不能放松，因