處理量萬t每苯乙苯篩板精餾塔的設計.

1、 前 言塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間緊密接粗，到達傳質(zhì)與傳熱的目的，常見的可在塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解析、和萃取等等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和枯燥，以及兼有氣液兩相傳至和傳熱的增減濕等。在化工廠或煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額以及三廢處理保護等各方面都有重大影響。板式塔內(nèi)沿塔高度裝有假設干層塔板(或稱塔盤)，液體靠重力作用有頂部逐板流向塔底，并在各塊板面上形成流動的液層，氣(汽)體那么靠壓強差推動，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而流向塔頂，氣(汽)液兩相在塔內(nèi)運行逐級接觸

2、，兩相的組成沿塔高呈階梯式變化。精餾操作是重要的化工單元操作，此操作過程主要是在塔設備內(nèi)進行通過多層塔板，使液-液化合物系經(jīng)過屢次局部汽化和屢次局部冷凝，以到達混合物系別離成較高純度組分的目的，如乙醇-水的提取、苯-甲苯的別離等。評價塔設備的根本性能指標主要包括以下幾項： 生產(chǎn)能力：即單位塔截面上單位時間的物料處理； 別離效率：每層塔板所到達的別離程度； 適應能力及操作彈性：對各種物料性質(zhì)的適應性以及在負荷波動時，維持操作穩(wěn)定而保持較高組分別離效率的能力； 流體阻力：汽相通過每層塔板的壓降要減小； 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修； 塔內(nèi)滯留量小；此外，塔的造價上下、安裝和維修的難易和長

3、期運轉(zhuǎn)的可靠性等都是必須考慮的元素。精餾裝置比擬定型，一般包括：精餾塔、塔頂蒸汽冷凝塔、塔底再沸器(蒸餾釜)、原料加熱器以及輸送設備等。精餾過程是一個傳熱傳質(zhì)過程，塔內(nèi)溫度由下向上遞減，塔底再沸器需要供應熱使液體沸騰，而塔頂冷凝器又需要移除能量使蒸汽冷凝，因此，在精餾裝置中，可以利用的熱能是塔頂產(chǎn)品和塔釜產(chǎn)品的帶出熱。在設計過程中，如何利用這些廢熱來預熱原料液，以減少加熱蒸汽和冷凝水的用量，這是一個很值得重視的問題。因為熱能利用的程度，直接影響精餾操作的費用。在考慮合理利用熱能的同時，還應考慮塔內(nèi)操作的穩(wěn)定性和操作方便，影響塔內(nèi)操作穩(wěn)定的重要因素有：塔釜加熱蒸汽動力。塔頂回流量、溫度、進料熱狀

4、態(tài)及濃度等，而操作穩(wěn)定性的好壞有直接影響產(chǎn)品質(zhì)量。從精餾原理可知：要使別離過程順利進行的兩個必要條件是：汽液兩相密切接觸；汽液兩相接觸面積較大；所以選擇塔設備一般根據(jù)以下原那么：能提供良好的汽液接觸條件和足夠大的接觸面積；生產(chǎn)能力大；操作彈性大；汽相通過通過塔板的壓力降較小，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉等。根據(jù)塔板的結(jié)構(gòu)不同，將塔設備分為許多種，常見的塔板有： 泡罩塔板：是最早在工業(yè)上大規(guī)模使用的塔板形式，操作彈性范圍內(nèi)氣(汽)液接觸充分；但泡罩加工復雜，鋼材耗量大，并且塔板壓降大，今年來已逐漸少用或不用； 篩孔塔板：結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉，效率高，處理能力大，壓強較大。設計合理時，可具有一定的

5、操作彈性，但氣(汽)速下限受漏液點限制，而且小孔篩板容易堵塞； 浮閥塔板：是目前最樂于采用的一種塔板型，其處理能力較大，效率高，壓強小，液面梯度小，使用周期長，結(jié)構(gòu)簡單，造價比篩板略高。設計方案簡介設計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。具體如下：塔型的選擇本設計中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加101

6、5。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否那么氣液接觸不勻。加料方式和加料熱狀況的選擇 加料方式采用直接流入塔內(nèi)。雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比擬容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比擬容易，為此，本次設計中采取飽和液體進料設計的依據(jù)與技術來源本設計依據(jù)于精餾的原理即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝使輕重組分別離，并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)平安的根底上，對設計任務進行分析

7、并做出理論計算。目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，此次設計采用精確計算與軟件驗算相結(jié)合的方法。 工藝設計計算局部1.條件 原料液處理量：年處理量8萬t苯乙苯篩板精餾塔的設計； 原料液組成：0.40(苯質(zhì)量分數(shù))； 塔板形式：篩孔塔板； 操作壓力：3.8kPa(塔頂產(chǎn)品出料管表壓)；3.8kPa塔底再沸器釜液出料管表壓；3.8kPa進料管表壓 進料熱狀況：泡點進料，q=1； 單板壓降：0.9kPa： 建廠地址：浙江省寧波市鎮(zhèn)海，大氣壓P=101.325 kPa； 加熱方式：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽的絕對壓力P=264.6 kPa； 回流狀態(tài)：泡點回流，即y1=； 塔頂餾出液

8、組成(質(zhì)量分數(shù))：0.94； 塔底釜液組成(質(zhì)量分數(shù))：0.03； 苯的相對分子量：MA=78.11kg/kmol，乙苯的相對分子量：MB=106.16kg/kmol； 工昨日：每年按300天工作計，每天連續(xù)24小時運行；精餾流程：苯-乙苯混合料液經(jīng)原料預熱器加熱至泡點后，送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一局部作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后，送至貯槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。2.物料恒算 xF(m) =0.40，xD(m)=0.94，xw(m)0.03,Fm=11111kg/h 塔頂產(chǎn)品 原料 塔釜產(chǎn)品 D=56.06 kmol/h，W=63.7

9、1 kmol/h3.塔板數(shù)計算3.1作圖法求q線方程為：q=1即x=作圖得出p點坐標為=0.481，=0.852 所以 由于苯-乙苯物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的2倍。操作回流比R=2Rmin=20.354= 0.708苯-乙苯溶液的y-x圖3.2操作線方程3.2.1 精餾段操作線方程即 3.2.2 提餾段操作線方程 在苯-乙苯溶液的y-x圖上作出操作線。3.3理論塔板數(shù)求取從D點開始在平衡曲線與精餾短操作線之間繪直角梯級，第4個梯級的水平線跨過f點，此后，在提餾段操作線與平衡曲線之間作梯級，直到第8級水平線與平衡曲線交點的x值小于xw為止，共有8個梯級，即總理論

10、塔板數(shù)為8，精餾段理論數(shù)為3，第七塊理論板為進料板，從進料板開始為提餾段，其理論塔板數(shù)為5(包括再沸器)。 3.4實際塔板數(shù)求取xF=0.481，查苯-乙苯氣液平衡組成與溫度關系圖 得tF=99.4由tF=99.4,查液體粘度共線圖 得A =0.248mPa.S, B =0.311mPa.S 進料液體平均粘度為 L=0.2480.481+0.311(10.481)=0.281 mPa.S 由L =0.281 mPa.S，查精餾塔全塔效率關聯(lián)圖 得ET=67% ET=NT/N實精餾短實際板層數(shù) N精=3/67%=4.4785 提餾段實際板層數(shù)N提=5/67%=7.4628 總實際板層數(shù)N精+N提

11、=134.精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3+3.8=105.1kPa取單板壓降 P=0.9 kPa進料板壓力PF=105.1+0.95=109.6 kPa可得精餾段平均壓力=( PD+ PF)/2=( 105.1+ 109.6)/2=107.35 kPa塔釜壓力Pw=109.6+0.98=116.8 kPa可得提餾段平均壓力=( Pw+ PF)/2=( 116.8+ 109.6)/2=113.2 kPa4.2操作溫度計算4.2.1塔頂溫度tDxD=0.980 其中 苯和乙苯的飽和蒸汽壓可用Antoire方程計算。即 其中P單位為mmHg,T單

12、位為K各常數(shù)如下表組分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95 假設t=95，=368 K 0.910.98 說明溫度較大2 假設溫度 t=94 =273+94=367 k 0.97350.98 說明溫度較高 3 假設溫度 t= 93.9 =366.9 k 所以 溫度較適宜 4.2.2進料溫度tFxF=0.481假設t=105， =378 k 那么 得 kpa 得 有 x=0.47250.481 故 假設溫度較小 3假設溫度t =104.8 =377.8 k PA0 = 212 kpa 4.95 kpa 所以，當t=104.8 時較為適宜 4

13、.2.3釜底溫度twxw=0.042假設t=137，= 410 k 那么 得 PA0 =1257.33 kpa 得 44.3267 kpa X=0.05000.042 故溫度假設太小假設t=138.5 =411.5 k 那么 得 PA0 =1355.44 kpa 得 48.5931 kpa 故溫度較適宜 Tw=138.5 4.3平均摩爾質(zhì)量計算由苯乙苯圖解理論板及t-x-y圖查知xy(圖解理論板)x平衡曲線xD=0.980yD=0.980=0.863xF=0.481yF=0.835=0.481xw=0.042yW=0.153 =0.0424.3.1 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 MVDR=0.9878

14、.11+(10.98)106.16=78.671kg/kmol MLDR=0.86378.11+(10.863)106.16=81.953kg/kmol4.3.2 進料液平均摩爾質(zhì)量計算由 MVFm=0.83578.11+(10.835)106.16=82.738kg/kmol由 MLFm=0.48178.11+(10.481)106.16=92.67kg/kmol故精餾段平均摩爾質(zhì)量為氣相 =(78.671+82.738/2=80.705 kg/kmol液相 =(81.953+92.67)/2=87.312 kg/kmol4.3.3 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 MVwm=0.15378.11+(1

15、0.153)106.16=101.868kg/kmol MLwm=0.04278.11+(10.042)106.16=104.982kg/kmol故提餾段平均摩爾質(zhì)量為=(101.868+82.738)/2=92.303 kg/kmol=(104.982+92.67)/2=98.826 kg/kmol4.4平均密度計算4.4.1氣相密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算= 精餾段氣相密度： +273.15 =372.5 k= 107.3580.705/(8.314372.5)=2.7975kg/m3 提餾段氣相密度： Tm=121.65+273.15=394.8 k= 113.292.303/(8.3

16、14394.8)=3.1777 kg/m34.4.2液相密度計算液相密度式中為質(zhì)量分率查的在=93.9 =104.8 =138.5 下苯乙苯的密度為溫度93.9800.058802.753104.8785.643789.656138.5736.24745.39液相平均密度計算為 塔頂液相平均密度計算LDm=800.224kg/m3進料板液相平均密度計算 1/LFm=788.022 kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=(800.224+788.022)/2=794.123kg/m3釜底液相平均密度計算LWm=745.101kg/m3提餾段液相平均密度為=(745.101+788.022)/2=7

17、66.562kg/m34.4.3液體平均外表張力的計算由公式進行計算查資料得在各操作溫度下苯乙苯的外表張力 溫度 張力 93.9104.8138.5苯(mN/m)20.4519.4516.23乙苯(mN/m)20.3218.8514.85塔頂液相平均外表張力的計算LDm=0.9820.45+0.0220.32=20.45 mN.m-1進料管液相平均外表張力的計算LFm=0.48119.45+0.51918.85=19.14 mN.m-1精餾段液面平均外表張力Lm=20.45+19.14/2=19.80 mN.m-1提餾段液相平均外表張力的計算Lwm=0.04216.23+(1-0.042)14

18、.85=14.91 mN.m-1提餾段液面平均外表張力=19.14+14.91/2=17.02 5mN.m-14.4.6液體平均粘度的計算 液相平均粘度依下式計算查各溫度下的平均粘度共線圖得下表； 溫度 粘度93.9104.8138.5苯(mN/m)0.2720.2340.135乙苯(mN/m)0.3450.2950.223塔頂液相平均粘度計算 進料管液相平均粘度計算 精餾段液相平均粘度 Lm=(0.2733+0.128)/2=0.201mPa.S塔釜液相平均粘度計算 提餾段液相平均粘度=(0.128+0.2173)/2=0.173mPa.S5.精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1塔徑計算5.1.1

19、精餾段塔徑的計算精餾段的氣相體積：V=(R+1)D=(0.708+1)56.06=95.750Kmol/h提餾段的氣相體積：L=RD=0.70856.06=39.690Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為： 4.3632 其中C20由史密斯關聯(lián)圖查取，其中圖的橫坐標為： 板間距與塔徑的關系 塔徑D/mm300500500800800160016002400板間距HT/mm200300250350300450350600 取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m，那么 HThT=0.400.06=0.34m查史密斯關聯(lián)圖13，得C20=0.0703 c=0.0702 1.181

20、 m/s取平安系數(shù)為0.7，那么空塔氣速為uk=0.7 umax=0.71.181=0.8276 m/s D= 1.086 m經(jīng)圓整，取D=1.20m塔截面積為AT=D2/4=1.1304 m2實際空塔氣速為：u=0.6788 m/s5.1.2提餾段塔徑的計算精餾段的氣相體積：V=V=95.75Kmol/h提餾段的氣相體積：L=L+F=39.69+119.77=159.46Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為： 氣相體積流率 0.7725 液相體積流率 0.00551 即 19.836史密斯關聯(lián)圖的橫坐標為：取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m14，那么HThT=0.40

21、0.06=0.34m查史密斯關聯(lián)圖13，得C20=0.0698 0.0676取平安系數(shù)為0.7，那么空塔氣速為uk=0.7umax=0.71.047=0.733 m/s =1.15 m按標準塔徑圓整后，取D=1.20 m塔截面積為=1.1304m2實際空塔氣速為：=0.6834 m/s5.2有效高度的計算精餾段有效高度為：Z精=(N精-1) HT=(5-1)0.4=1.6 m提餾段有效高度為：Z提=(N提-1) HT=(8-1)0.4=2.8 m故精餾塔的有效高度為：Z= Z精+ Z提+0.8=1.6+2.8+0.8=5.2 m6 塔板主要工藝尺寸的計算(精餾段)6.1 溢流裝置計算因塔徑D=

22、1.20 m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：6.1.1 堰長取=0.66D=0.661.20=0.792 m6.1.2 溢流堰高度hw由hw=hL- how選用平直堰，堰上液層高度how由弗蘭西斯公試計算，即 0.00886m 取板上滴液層高度hL=60mm hw=0.06- 0.00886=0.05114 m6.1.3 弓形降液管寬度wd和截面積 Af由/D= 0.66 查右圖得Af/AT=0.0722，wd/D=0.124故Af=0.07220.8635=0.0623 m2Wd=0.124*1.2=0.1488 m依下式驗算液體在降液管中停留間， 即精餾段 20.5

23、6 s 5 s 故降液管設計較合理。6.1.4 降液管底隙高度取降液管底隙處液體流速為u=0.08m/s，=0.0191 0.05114-0.0191=0.0320.006故降液管底隙高度設計合理。 選用凹型受液盤，深度50 mm6.2塔板的布置6.2.1塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查常用化工設備設計 表4-5得，塔板分為3塊6.2.2邊緣區(qū)寬度確定 安定區(qū)寬度 邊緣區(qū)寬度6.2.3 開孔區(qū)面積計算其中 x=0.5162 r=0.565所以 Aa=0.9722 6.2.4 篩孔計算及其排列 本例所處理的物系為無腐蝕性的，可用3 碳鋼板，取篩孔直徑5 mm，篩孔按正三角形排列，孔

24、中心距t mm =1.155=4990 個 = 10.07 % 7 塔板主要工藝尺寸的計算(提餾段)7.1 溢流裝置計算因塔徑D=1.20 m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：7.1.1堰長0.66D=0.792 溢流堰高度 選用平直堰，堰上液層高度由下式計算 =0.024 m取板上液層高度 60 mm =0.06-0.024=0.036 m弓形降液管寬度和截面積 查圖得 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即故提餾段降液管設計合理。7.1.4降液管低隙高度 取 故降液管底隙高度設計合理。選用凹型受液盤，深度 =50mm7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分塊因D800mm，

25、故塔板采用分塊式查常用化工設備設計 表4-5得，塔板分3塊7.2.2 邊緣區(qū)寬度確實定 7.2.3 開孔區(qū)面積 其中 7.2.4 篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm，篩孔按照正三角形排列，取孔中心距t為 t=35=15mm篩孔數(shù)目為：開孔率為： 氣孔通過閥孔的氣速：8 篩板的流體力學驗算(精餾段)8.1 塔板壓降8.1.1 干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算，即 查 干篩孔的流量系數(shù)圖得 0.772 液柱8.1.2 氣體通過液層的阻力計算 查圖右圖 0.58 m 清液柱氣體通過每層塔板的壓降=0.0533+0.00204=0.05534m

26、=0.055347949.8=430.3pa900pa所以900Pa為設計允許值。8.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。8.3 液沫夾帶 是指板上液體被上升氣流帶入上一層塔板的現(xiàn)象。液沫夾帶量按下式計算，即故氣8.4 漏液液體外表張力所產(chǎn)生的阻力清液柱故得篩孔處操作氣速與漏液點氣速之比為故本設計中無明顯漏液。8.5 液泛汽液量相中之一的流量增大到某一數(shù)值，上、下兩層板間的壓力降便會增大到使降液管內(nèi)的液體不能暢順地下流。當降液管內(nèi)的液體滿到上一層塔板溢流堰頂之后，便漫但上層塔板上去，這種現(xiàn)象，稱為液泛淹塔如氣速過大，便有大量液滴從泡沫層中噴

27、出，被氣體帶到上一層塔板，或有大量泡沫生成。如當液體流量過大時，降液管的截面便缺乏以使液體及時通過，于是管內(nèi)液面即行升高。為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從式而由于板上不設進口堰，苯-乙苯物系屬于一般物系，取 所以 由于板上不設進口堰，可由下式計算 因為 所以 0.05534+0.0348+0.00098=0.09112m 推出 故 在本設計中不發(fā)生液泛現(xiàn)象。9 篩板的流體力學驗算(提餾段)9.1 塔板壓降9.1.1 干板阻力計算 干板阻力由下式計算， 9.1.2 氣體通過液層的阻力hL計算 查圖 清液柱氣體通過每層塔板的壓降清液柱=0.04261766.5629.81=320.43

28、pa900pa 0.9kPa為設計允許值。9.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。9.3 液沫夾帶液沫夾帶量按下式計算，即故液/Kg氣800mm，故裙座壁厚取16mm根底環(huán)內(nèi)徑：Dbi=(1000+216)(0.20.4)103=732mm根底環(huán)外徑：Db0=(1000+216)+(0.20.4)103=1332mm圓整Dbi=800mm，Db0=1400mm根底環(huán)厚度，考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。12.5 人孔人孔是安裝者或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于放置人孔處塔間距離大，且人孔

29、設備過多會造成塔體的彎曲度難以到達要求，一般每隔810個塔板設一個入孔，本塔共13個塔板，需設置2個人孔，每個入孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為600mm，群坐上開一個人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。12.6 塔總體高度的設計塔的頂部空間高度：塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min， 塔立體高度： =6.15+0.89+3+0.29+1.2=11.53m 設計結(jié)

30、果總匯工程數(shù)值及說明備注精餾段提餾段塔徑D/m板間距HT/m1.200.41.200.4塔盤形式單溢流弓形降液分塊式塔板空塔氣速u/m.s-10.82760.733溢流堰長lw/m0.7920.0.792降液管寬度wd/m0.1490.144降液管面積Af/m20.06230.0816降液管底隙寬度hO/m0.01910.0116板上液層高度hL/m0.060.06堰上液層高讀hOw/m0.08860.024邊緣寬度wc/m0.0350.035 ws/m0.0650.065開孔區(qū)面積Aa/m20.8960.972篩孔數(shù)目49904599開孔率10.07%10.7%閥孔氣速u0/(m/s)9.9

31、39.75篩孔直徑d0/m0.0050.005篩孔中心距t/m0.0150.15塔板壓降P/Pa430.3402.43氣相負荷上限線Vs,max/m3.s-10.006560.00498氣相負荷下限線Vs,min/m3.s-10.0003840.000384操作彈性3.2172.715 參考文獻1 王志魁編，化工原理，化學工業(yè)出版社，20052 王國勝編，化工原理課程設計，大連理工大學出版社，20053 陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理(下)，化學工業(yè)出版社，20004 賈紹義，柴誠敬主編，化工原理課程設計，天津大學出版社，20025 唐倫成編，化工原理課程設計簡明教程，哈工大出版社，

32、20056 化工設備設計全書委員會，化工設備設計全書塔設備設計，上?？茖W技術出版社，19887 顧麗莉編，化工原理課程設計參考資料(板式精餾塔設計)，講義，19958 李功祥，陳蘭英，崔英德，常用化工單元設備的設計，華南理工大學出版社，20039 陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理(上)，化學工業(yè)出版社，200010 賀匡國，化工容器及設備簡明設計手冊，化學工業(yè)出版社，200211 匡國柱，史啟才編，化工單元過程及設備課程設計，化學工業(yè)出版社，200212 湯善甫，朱思明編，化工設備機械根底，華東理工大學出版社，200413 左景伊編，腐蝕數(shù)據(jù)手冊，化學工業(yè)出版社，2002 總結(jié)評述及謝

33、辭本課程設計過程分為：了解設計題目，分析條件；物理化學數(shù)據(jù)的處理；工藝計算；設備計算；塔盤設計；流體力學驗算；作塔板的操作負荷性能圖；選擇板式精餾塔的輔助設備；繪制主體結(jié)構(gòu)工藝條件圖，篩板精餾塔流程圖及塔釜工藝布置圖。本次設計任務為：苯-乙苯精餾塔的工藝設計本設計說明書詳細的介紹了精餾塔的工藝計算，結(jié)構(gòu)設計及流體力學計算，作出精餾段與提餾段的塔板操作負荷性能圖，簡單地介紹了板式精餾塔輔助設備的選擇。通過此次化工原理課程設計，培養(yǎng)了學生理論結(jié)合實際的能力，使學生在任意給定的條件下準確設計出合理可操作精餾塔設備，而且提高了學生綜合運用課堂上的知識和學習中的實踐知識來分析和解決生產(chǎn)中實際問題的能力，