化工原理课程设计—板式精馏塔的设计

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1、板式精馏塔的设计1.1 概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，

2、操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）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，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。（一）泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修

3、不便，板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高。现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。 （a） （b）图1 泡罩塔（二）浮阀塔浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39

4、mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。 F-1型 V-4型 A型 十字架型 方形浮阀图2 浮阀塔板（三）筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜

5、处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。垂直筛板斜台装置导向孔林德筛板图3 筛板塔板1.2 设计方案的确定及流程说明1.2.1 装置流程的确定精馏装置有精馏塔、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。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位

6、槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。苯甲苯混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔德进料板，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，最后流入塔底在肺气肿。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，一次通过各层塔板。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

7、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共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如附图6：1.2.2 操作压力精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计中已制定为塔顶压力为4kPa。1.2.3 进料热状态进

8、料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为气液混合进料：液：气=1：2。1.2.4 加热方式蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也

9、可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。1.2.5 回流比的选择影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比

10、应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。1.3 塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F=4600kg/h；xF=0.41；xD=0.99；xW=0.02；回流比R（自选）；进料热状况，q=1/3，塔顶压

11、强，p塔顶=4kPa。表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6,kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.0001.0000.7800.

12、9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2281

13、.3.1 物料衡算与操作线方程1.3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 1.3.1.2 平均分子量 1.3.1.3 全塔物料衡算 总物料衡算 D/+W/=F=4600 （1） 易挥发组分物料衡算 O.99D+0.02W=0.41F （2）联立上式（1）、（2）得：F=4600kg/h W=2751kg/h D=1849kg/h则 1.3.1.4 q线方程（在本设计中给定为q=1/3）精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。式中 进料热状态参数; yq、xq交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数；xF进料中易挥发组分摩尔分数；1.3.1.5

14、精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。由图1可知xq=0.31;yq=0.52,则,取R=1.3Rmin=1.32.48=3.22精馏段操作线方程为: 式中 y、x分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；xD塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，RL/D；1.3.1.6 提馏段操作线在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d(xd，yd)，即进料点与提馏段内的任一截面间进行质量和热量衡算，连接cd（c点坐标为xW,xW）可作出提馏段操作线方程。1.3.2 理论塔板数的计算欲计算完成规定分离要求的所需的理论板数，须知原料液组成，选择进料

15、热状况和操作回流比等精馏操作条件，利用气液平衡关系和操方程求算。以塔内衡摩尔流简化假定为前提，常用的理论板数求算方法有：逐板计算法、直角梯级图解法（M-T法）、解析法、数值法。在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：(1)苯甲苯平衡数据通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表c，通过表在图1直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（xW、xW）、e点（xF、xF）、a点（xD、xD）三点； （2）根据以上1.3.1.5中的计算得截距为，画出精馏段线ab，;（3）根据以上1.3.1.4中的计算画出q线ef交ab于d点；（4）连接cd，即得提留段操作线；（5）自

16、点a（xD、xD）开始，在精馏段操作线ab与平衡线之间下边绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点d时，改在提留段操作线cd与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点c点（xW、xW）为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点d的梯级为进料板。在图（1）上作操作线方程及梯级，从图可读出共需理论板数16层，精馏段需要8层，加料板位于第9层（从上往下数,不包括再沸器）。1.3.3 塔板效率和实际塔板数1.3.3.1 塔板效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足

17、生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。从图（2）读出：塔顶液相组成=0.992，塔底液相组成，=110.3，所以，。根据主要基础数据5），由内插法得=0.266，=0.274。 故 则1.3.3.2 实际板数精馏段 提馏段故实际塔板数=16+16=32（块）1.4 塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段）1.4.1 操作压强塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，故进料板的压强为：，故精馏段平均操作压强为：1.4.2 温度根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到塔顶，

18、进料板温度，则精馏段的平均温度， 1.4.3 平均分子量塔顶：=0.992，=0.98 进料板：，则精馏段平均分子量：，1.4.4 平均密度1.4.4.1 液相密度根据主要基础数据5），由内插法得：，。由（为质量分率），塔顶，故，故故精馏段平均液相密度：1.4.4.2 气相密度1.4.5 液体表面张力根据主要基础数据5），由内插法得：,，,。 则精馏段平均表面张力：1.4.6 液体粘度 根据主要基础数据5），由内插法得：,，, 故精馏段平均液相粘度1.4.7 气液负荷计算1.4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算1.4.8.1 塔径塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操

19、作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600 初选板间距，取板上液层高度，故；查2：图38得C20=0.074；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.968m/s。1.4.8.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=

20、0.661.0=0.66mb)出口堰高：由，查2：图311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故，利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速依(2：式311)：1.4.8.3 塔板布置a)取边缘区宽度Wc=0.035m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距阀数个，在图9中排2770个，与理论相差42个，则（

21、在515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为d)塔的精馏段有效高度图4 排阀方案图1.4.9 筛板流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。1.4.9.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.5，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故则单板压强：1.4.9.2 雾沫夹带量的验算故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。1

22、.4.9.3 漏液的验算由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。1.4.9.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.0852+0.06+0.001224=0.146m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。1.4.10 塔板负荷性能图1.4.10.1 雾沫夹带线（1）依式 式中 （a），近似取E=1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。 已知，并将代入得下式：，整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（1）1.271.211.131.06依表中数据在

23、VSLS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（1）所示。1.4.10.2 液泛线（2）由式，近似取， 由式：故 。 由式前已算出）故 =，则：整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附表（2）1.301.201.070.94 依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（2）所示。1.4.10.3 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图4中（3）所示。1.4.10.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依

24、上式计算相应的值，列于附表中：附表（3）0.3140.3240.3380.348依表中数据作气相负荷下限线，如图4中线（4）所示。1.4.10.5 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，则；即整理上式得在VSLS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图4所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性1.5 塔的工艺条件及物性数据计算（提馏段）1.5.1 操作压强进料板的压强，塔底压强则提馏段平均

25、操作压强为：1.5.2 温度根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到进料板温度，则提馏段的平均温度。1.5.3 平均分子量进料板：，（前已求出） 塔底： xW=y2=0.0235, x2=0.0095, MVWm=0.023578.11+（1-0.0235）92.13=91.80kg/kmol MLWm=0.009578.11+（1-0.0095）92.13=92.00kg/kmol提精馏段平均分子量：1.5.4 平均密度1.5.4.1 液相密度根据主要基础数据5），由内插法得：，由（为质量分率），故，（前已求出）故提馏段平均液相密度：1.5.4.2 气相密度1.5.5 液体表面张力根据主

26、要基础数据5），由内插法得：,，（前已求出），则提馏段平均表面张力：1.5.6 液体粘度 根据主要基础数据5），由内插法得：, ，（前已求出），故提馏段平均液相粘度1.5.7 气液负荷计算1.5.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算1.5.8.1 塔径初选板间距，取板上液层高度，故；查2：图38得,校正物系表面张力为18.79mN/m时可取安全系数为0.65，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.651m/s。1.5.8.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流取lW=（0.60.8）D，取堰长为0.6

27、6D=0.661.0=0.66mb)出口堰高：由，查2：图311，知E=1.045,依式可得 故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313），得，故利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积即s（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速依(2：式311)：（符合要求）1.5.8.3 塔板布置a) 取边缘区宽度Wc=0.035m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距排得阀数个。（排列图与精馏段相同

28、） 则（在515范围内） 则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为d)塔的精馏段有效高度1.5.9 筛板流体力学验算1.5.9.1 气体通过筛板压强相当的液柱高度a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式故单板压强 ：1.5.9.2 雾沫夹带量的验算故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。1.5.9.3 漏液的验算筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。1.5.9.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 依式而 H=

29、0.0621+0.06+0.00221=0.124m 取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。1.5.10 塔板负荷性能图1.5.10.1 雾沫夹带线（1） （a）近似取E=1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得下式：整理得： 在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中： 附表（4）1.251.191.121.05依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图5中线（1）所示。1.5.10.2 液泛线（2）近似取，故。（前已算出）故 ，则：整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中： 附

30、表（5）1.321.231.121.01 依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线，如图5中线（2）所示。1.5.10.3 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线，为VSLS图中与气相流量无关的垂线，如图5中（3）所示。1.5.10.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得： 此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（6）0.3000.3100.3230.333依表中数据作气相负荷下限线，如图5中线（4）所示。1.5.10.5 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度为

31、液相负荷下限条件，则；即整理上式得在VSLS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图5所示。将以上5条线标绘于图5（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性1.6 设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa116.5122.1各段平均温度tm90.35105.3平均流量气相VSm3/s0.760.493液相LSm3/s0.002170.0029实际塔板数N块1616板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm6.06.0

32、塔径Dm1.01.0空塔气速um/s0.9680.651塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.660.66堰高hwm0.04460.0413溢流堰宽度Wdm0.1240.124管底与受业盘距离hom0.04110.0366板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个27382738开孔面积m20.05370.0537筛孔气速uom/s14.159.181塔板压降hPkPa0.6720.480液体在降液管中停留时间s10.457.724降液管内清液层高度Hdm0.1460.124雾沫夹带eVkg液/kg气0.0260.0074

33、负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s1.0560.92气相最小负荷VSminm3/s0.310.297操作弹性3.413.101.7 对本设计的评述或有关问题的分析讨论 本次课程设计比上次难难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为化工专业的学生，不仅要学好化工原理化工计算等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小

34、毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。由于是工程上边的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，但只要不超过5%就可以，所以在本次设计中总误差。计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中筛孔为2738，但是在实际排列中不可能排列得十分准确，所以存在误差，我实际排出的为2770，比理论上的多42，但计算像度误差可知只有1.5%，而且在实际生产中可以将某些筛孔除去，这样也可以使实际与理论相符合。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。1.8 附图图5 精馏简易流程图1.9 参考文献1 化工原理（上册） 姚玉英主编 天津科学技术出版社 19922 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 1992化工原理课程设计 天津大学化工原理教研室编 天津科学技术出版社 199423 / 23