10000吨苯~氯苯分离过程板式精馏塔设计.doc

化工原理课程设计 设计课题：苯氯苯分离过程板式精馏塔设计年级2008级专业化学工程与工艺设计者姓名张耀辉学号200873020161完成日期2010年 10 月 10 日指导老师王荣芳目录一 、设计概述81塔设备在化工生产中的作用与地位82塔设备的分类83板式塔83.1泡罩塔83.2筛板塔93.3浮阀塔9二、设计方案的确定及流程说明9三、塔的工艺计算11四、 精馏塔的物料衡算121. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量123.物料衡算13五、 塔板数的确定131.q值的计算132.理论板数的确定132.2精馏塔的气液相负荷142.3求操作线方程152.4求理论板数：逐板法（塔顶全凝器）152.5板效率16六、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算171操作压力计算172 操作温度计算173平均摩尔质量计算174平均密度计算184.1气相平均密度计算184.2液相平均密度计算184.3液体平均黏度计算20七、 精馏塔的塔体的工艺尺寸计算201塔径的计算202.操作压力计算213. 操作温度计算224.平均摩尔质量计算225.平均密度计算225.1气相平均密度计算225.2液体表面张力计算235.3液体平均黏度计算24八、 提馏塔的塔体工艺尺寸的计算251塔径的计算252.提馏塔有效高度的计算26九、塔板主要工艺尺寸的计算261.溢流装置计算261.1堰长261.2溢流堰高度261.3弓形降液管宽度和截面和271.4降液管底隙高度272.塔板布置282.1边缘区宽度确定282.2开孔区面积按式计算，即282.3筛孔计算及排列28十、流体力学验算291、塔板压降291.1干板阻力的计算291.2气体通过液层的阻力的计算292.液面落差303.液沫夹带304.漏液305.液泛316.塔板负荷316.1漏液线316.2液沫夹带线326.3液相负荷下限线336.4液相负荷上限线336.5液泛线34十一、 附属设备及主要附件的选型和计算351.在沸气的热量衡算352.全凝器热量衡算36十二、设计结果列表37十三、 设计结果与讨论和说明391、 设计结果自我评价39十四、 结束语39参考文献：40十五、思考题40符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高 m希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分化工原理课程设计任务书一、设计题目 试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99%的氯苯10000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%(以上均为质量分数)二、操作条件(1) 塔顶压强:4KP(2)进料热状况:饱和蒸汽进料(3)回流比:R=2R(4)单板压降不大于0.7KP三、设备形式1、筛板塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行五、厂址兰州地区六、设计要求1. 概述2. 设计方案的确定及流程说明3. 塔的工艺计算4. 塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）.塔板的流体力学验算（3）.塔板的负荷性能图5. 设计结果一览表6. 对本设计的评述一 、设计概述1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。3.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞，能诗云女冠多种介质泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（2040）（2）.塔板效率高（1015）（3）.压力降低（3050）而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。3.3浮阀塔 20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。二、设计方案的确定及流程说明精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯氯苯混合液原料经预热器加热到露点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器。流程图如下图高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近20年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的DT塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆500万吨年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达p8400mm，由国内研制的p10000mm大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。三、塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F10000t/年； 回流比R（自选）；进料热状况: 泡点进料即q=1；塔顶压强，；单板压降不大于。由化学化工物性数据手册P174可知：表1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工基础数据手册P457及内插计算可知： 表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660由化学化工物性数据手册P305可知：表3 液体的表面张力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化学化工物性数据手册P299、P300可知：表4 苯与氯苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9由化学化工物性数据手册P303、P304可知：表5 液体粘度温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274四、 精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11氯苯的摩尔质量 MB=112.5 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.物料衡算塔釜产品总物料衡算：氯苯物料衡算：五、 塔板数的确定1.q值的计算泡点进料：q=12.理论板数的确定2.1最小回流比的求取：全塔平均相对挥发度的求取； 根据 我们先求取塔顶的相对挥发度：（试差法） 利用安托因公式：说明： .的 单位为毫米水银柱 温度的单位为摄氏度 假设温度为100摄氏度： 假设温度为90摄氏度： 假设温度为85摄氏度： 假设温度为82摄氏度： 假设温度为81.7摄氏度： 此时的温度为塔顶的泡点温度； 用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度：全塔平均相对挥发度为：相平衡方程为； 解得： 2.2精馏塔的气液相负荷精馏段液体流量 精馏段气体流量 提馏段液体流量 2.3求操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：相平衡方程：2.4求理论板数：逐板法（塔顶全凝器） 应用精馏方程： 第一块塔板： 第二块塔板： 第三块塔板： 第四块塔板： 第五块塔板：依次得到： 应用提馏段方程 此时 即为提留段所需的板数。 所需要的总的理论板数为：18块2.5板效率 查此温度下的相对挥发度为2左右，=0.737，=0.85六、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力计算塔顶操作压力：P D=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压降：Kpa进料板压力：PF =105.3+0.75=108.8Kpa精馏段平均压力：PM =(105.3+108.8)/2=107.05Kpa塔底操作压力：PW108.8+0.717120.7 Kpa提馏段平均压力：PM(120.7+108.8)/2=114.75 Kpa2 操作温度计算依据操作力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。计算结果如下：塔顶因是泡点温度：81.7进料板温度：25塔底温度：tW=137.5精馏段平均温度：(81.7+25)/2=53.35提馏段平均温度：Tm= (25+137.5)/2=81.253平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算xD=y1=0.986,查平衡曲线0.9000.98678.11+(1-0.986)112.5=78.591kg/koml0.90078.11+(1-0.900)112.5=81.594 kg/koml进料板平均摩尔质量计算查 XF=0.56 YF=0.870MVFM=0.87078.11+(1-0.870)112.5=82.58 kg/komlMLFM=0.5678.11+(1-0.56) 112.5=93.087 kg/koml塔底平均摩尔质量计算XW=0.00289MLWM=0.0028978.11+(1-0.00289) 112.5=712.4 kg/komlMVWM=0.01278.11+(1-0.012) 112.5=112.087 kg/koml精馏段平均摩尔质量MVM=(78.591+82.58)/2=80.59 kg/komlMLM=(81.594+93.087)/2=87.34 kg/koml提馏段平均摩尔质量4平均密度计算4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，则精馏段：=3.196提馏段：4.014.2液相平均密度计算塔顶液相平均密度的计算 =(814.62+912.82)/2=816.151提馏段液相平均密度875.765、液体表面张力计算液相平均张力计算塔顶液相平均表面张力的计算81.7查出氯苯：=23.56苯：21.064=0.98621.064+0.1423.56=21.099进料板液相平均表面张力的计算25查得=29.92=28.16=0.728128.16+0.271829.92=28.635塔底液相平均表面张力的计算TW=137查得14.518 17.6350.00289614.518+0.99717.63517.624精馏段液相平均表面张力为=(21.099+28.635)/2=24.867提馏段液相平均表面张力为(21.4933+17.624)/2=19.564.3液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算塔顶液相平均黏度计算81.7进料板液相平均黏度计算由25查手册得=0.5997, =0.76175lg=0.2882lg0.56+0.420lg0.44=0.0.6238精馏段液相平均黏度为=(0.3048+0.6238)/2=0.4643提馏段液相平均黏度=（0.3342+0.279）/2=0.3066七、 精馏塔的塔体的工艺尺寸计算1塔径的计算精馏段的汽、液相体积流率为=80.59305.79/36003.196=2.1418=87.3494.1708/3600875.76=0.0026由计算取板间距=0.40m,板上液高度=0.06m-=0.4-0.06=0.34m查图得取安全系数为0.7，则空塔气速为0.8577m/s=1.7614m按标准塔径圆整为1.8m2.操作压力计算塔釜操作压力kp每层塔板压降 kp进料板压力 105.3+0.710=112.3kp提馏段平均压力 (120.7.3+112.3)/2=116.5kp3. 操作温度计算依据操作力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。计算结果如下：塔釜温度137.5进料板温度25精馏段平均温度(137.5+25)/2=81.254.平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量计算由0.13080.058443778.11+(1-0.05844)92.13=91.31kg/koml0.130878.11+(1-0.1308)92.13=90.296 kg/koml进料板平均摩尔质量计算=0.3026 =0.5156=0.515678.11+(1-0.5156)92.13=84.9008 kg/koml=0.302678.11+(1-0.3026) 92.13=87.8876 kg/koml提馏段平均摩尔质量=(90.296+84.90)/2=87.598 kg/koml=(91.31+87.8876)/2=89.5985 kg/koml5.平均密度计算5.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，则=2.4.2液相平均密度计算塔釜液相平均密度的计算由查手册得=775.64=775.567=进料板液相平均密度的计算25=794.677=792.176进料板液相质量分率0.302678.11/(0.302678.11+0.673792.13)=0.2689=1/(0.2689/794.677+0.7311/793.176)=792.84精馏段液相平均密度=(775.57+792.84)/2=784.2055.2液体表面张力计算液相平均张力计算塔釜液相平均表面张力的计算137.5苯：=166氯苯：18.0=0.0584416.6+（1-0.05844）18=17.981进料板液相平均表面张力的计算25=0.3026318.9+(1-0.30263)20.0=19.667提馏段液相平均表面张力为=(17.918+19.667)/2=18.795.3液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算塔釜液相平均黏度计算137.50.24lg0.05844lg0.24+（1-0.05844） lg0.24=0.24进料板液相平均黏度计算由98.12查手册得=0.263,=0.24lg=0.302635lg0.260+0.697lg0.265=0. 263精馏段液相表面张力为=(0.263+0.24)/2=0.28515八、 提馏塔的塔体工艺尺寸的计算1塔径的计算提馏段的汽、液相体积流率为=2.685=0.0143由计算0.0817取板间距=0. 5m,板上液高度=0.08m-=0.5-0.08=0.42查图得0.06671.26取安全系数为0.7，则空塔气速为0.88 1.97按标准塔径圆整为2.0m塔截面积为=3.1415实际空塔气速为m/s2.提馏塔有效高度的计算（15-1）0.4=5.6m提馏段有效高度为=（12-1）0.4=4.4m在进料板上方开一人孔，在孔进料板（提馏段）下方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度为5.6+4.4+3*0.8=12.4九、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管1，采用凹形受液盘。各项计算如下：1.1堰长取1.2溢流堰高度由 选用平直堰，堰上液层高度由式计算近似取取板上清液高度 故 1.3弓形降液管宽度和截面和 由=0.66查图11.19得0.0722 0.124故=0.0722=0.07223.1415=0.22681m=0.1241D=0.1242.0=0.248m依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即=34.85s故设计合理1.4降液管底隙高度 =0.08m/s=0.0246m0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘深度为=50mm 一般都大于50mm2.塔板布置塔板分布因故塔板采用分块块式5块2.1边缘区宽度确定取0.08m =0.06m2.2开孔区面积按式计算，即其中=1-（0.248+0.08）=0.672r=1-0.06=0.96m=2.37992.3筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按三角形排列，取孔中心距筛孔数目为 开孔率为 气体通过阀孔得气速为 十、流体力学验算1、塔板压降 1.1干板阻力的计算 干板阻力由，查图可得：故液柱1.2气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得： 故：液柱 1.3液体表面张力的阻力的计算 液柱气体通过每层塔板的液柱高可按下式计算：液柱气体通过每层塔板的压降为： 2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，可忽略不计。3.液沫夹带 液沫夹带量 故液沫夹带量在允许范围内。4.漏液 对筛板塔，落叶与气速 = 实际孔速 稳定系数为： 故本设计中无明显漏液。5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从 苯甲苯物系属一般物系，取，则： 而 板上不设进口堰，计算如下： 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。6.塔板负荷6.1漏液线由 得： 代入数据得： 在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表： 表 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 1.5595 1.570 1.583 1.598 由表数据可作出漏液线1。6.2液沫夹带线 以，求关系如下： 因为 故：整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算节果列于下表： 表0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 3.9887 3.919 3.829 3.7345由上述数据即可作出液沫夹带线2。6.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上岗液层高度作为最小液体负荷标准，由： 取,则： 据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。6.4液相负荷上限线 以作为浆液管中停留时间的下限 由故：据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。6.5液泛线 令 联立得：忽略的关系式代入上式： 式中： 代入有关数据得： 故： 整理得：在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：表 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 4.4692 4.415 4.34 4.265 性能曲线如下图：在负荷性能图上，作出操作点，连接，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得： 故操作弹性为： 11、 附属设备及主要附件的选型和计算1.再沸气的热量衡算是由再沸器上升的蒸汽的焓值；是塔底液的焓值： 饱和蒸汽用量：再沸器的选型：选用的过热水蒸气加热，传热是系数料液温度： 水蒸气：逆流操作： 2.全凝器热量衡算冷却水用量为：冷凝器的选择： 总的传热系数为本设计取值进料温度为 冷却水为逆流操作： 传热面积根据全塔热量衡算： 十二、设计结果列表序号项目符号单位数值1精馏实际塔板数N块15提馏实际塔板数N块122精馏板间距HTm0.4提馏板间距HTm0.453精馏塔径Dm1.76提馏塔径Dm1.974实际空塔气速Vm/s0.7845提馏塔有效高度Hm5.6提馏塔有效高度Hm4.46精馏溢流形式/单溢流提馏溢流形式/单溢流7精馏降液管形式/弓形提馏降液管形式/弓形8精馏堰长lWm1.32 提馏堰长lWm1.329精馏堰高hwm0.06953提馏堰高hwm0.0695310弓形降液管宽度Wdm0.0246211弓形降液管面积Afm20.226812精馏停留时间s34提馏停留时间s1613降液管底隙高度h0m0.0246214凹形受液盘深度m0.05015塔板分块/516堰前安定区宽度WSm0.0817堰后安定区宽度WSm0.0618无效区宽度WCm0.0619开孔区面积Aam22.379920阀孔直径d0m0.00521孔中心距tm0.01522阀孔数n个12217.723开孔率/10.07%24气流同过阀孔的气速U0m/s8.39626气体通过液层阻力m液柱0.04879827液柱表面张力阻力hm液柱0.002328液柱高度hpm液柱0.07602829液沫夹带evkg液/kg气0.01474630漏液点气速U0-minm/s6.2531气体负荷因子C/0.77232降液层高Hdm液柱0.0695333液相下限线LS-minm3/s0.0005634液相上限线LS-maxm3/s0.0075635气相负荷上限液泛线36气相负荷下限漏液线37气相负荷上限VSmaxm3/s3.638气相负荷下限VSminm3/s1.15 十三、 设计结果与讨论和说明1、 设计结果自我评价本化工原理课程设计通过给定的生产操作条件设计苯氯苯物系的筛板精馏塔。通过设计，初步掌握了精馏塔设计的一般过程，深化了精馏原理的理解，对明年的毕业设计打下了坚实的基础；通过查资料对塔设备的内外结构都有了进一步的认识。此次设计的心得有以下几点：（1）数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。（2）对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。（3）对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。（4）出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。（5）从设计中可以看出自己的理论知识和专业知识不充足。十四、 结束语 以上的内容是化工原理的课程设计的所有数据和资料，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。此次设计有很多不足的地方和错误，希望老师给予指出及时改掉错误，同时感谢同组同学在课程设计给予的帮助。参考文献：1陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋主编 化工原理上册、下册第三版 化学工业出版社2马沛生 著 中国石化出版社。3 刘光启、马连湘 化工工艺算图手册 全国图算学培训中心、青岛科技大学组织编写4化学工程师手册 化学工程师手册编辑委员会 编 机械工业出版社5化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计） 贾绍义 柴诚敬 主编天津大学出版社6化工单元过程及设备课程设计 匡国柱 史启才 主编 化学工业出版社 十五、思考题 1落差？其对塔板性能有何影响？ 答：什么叫液面当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（如泡罩、浮阀等）的局部阻力，需要一定的液位差，则在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。液面落差也是影响板式塔操作特性的重要因素，液面落差将导致气流分布不均，从而造成漏液现象，使塔板的效率下降。因此，在塔板设计中应尽量减小液面落差。液面落差的大小与塔板结构有关。泡罩塔板结构复杂，液体在板面上流动阻力大，故液面落差较大；筛板板面结构简单，液面落差较小。除此之外，液面落差还与塔径和液体流量有关，当塔径或流量很大时，也会造成较大的液面落差。为此，对于