苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书(共39页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上摘 要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和氯苯的

2、分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算等。采用浮阀精馏塔，塔高14.23米，塔径1.0米，计算理论板数为8.5。算得全塔效率为0.52。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为6，提馏段实际板数为11。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，壁厚8mm，满足设计要求。关键词：分离 提纯或回收 苯_氯苯 精馏 浮阀塔 设备结构一苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯15000t，塔顶馏出液中含

3、氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。1.2操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；1.3塔板类型浮阀塔板（F1型）。1.4工作日每年300天，每天24小时连续运行。1.5厂址厂址为天津地区。1.6设计内容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确定；3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板主要工艺尺寸的计算；6.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；1

4、1.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。1.7设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，（）8090100110120130131.80.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。二、工艺流程草图及说明2.1.1 工艺草图2.1 工艺流程草图 图 2-1 工艺流程简图2.2 工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、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

5、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泡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，连续地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。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。三、精馏塔工艺的设计及计算3.1 塔的物料衡算：3.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为

6、78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 3.1.2平均摩尔质量MF 78.110.702(10.702)112.6188.39kg/kmol3.1.3料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有： ，全塔物料衡算： FDW0.38F0.02D0.998WF5659.6kg/h F5659.6/88.3964.03kmol/h D3576.3kg/h D3576.3/78.5945.51kmol/hW2083.3kg/h W2083.3/112.518.52kmol/h3.2 塔板数的确定：3.2.1理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可

7、采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2确定操作的回流比R将表3-1

8、中数据作图得曲线。 图3-1 苯氯苯混合液的xy图在图上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.54845.51=24.94 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)45.51=70.45 kmol/hL=L+F=24.94+64.03=88.97 kmol/hV=V=70.45 kmol/h3 求理论塔板数精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。 图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。3.2.2实际

9、塔板数1.全塔效率选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。3.3 塔的内部条件 3.3.1平均温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度80加料板88。塔底温度=131.8精馏段 ：提馏段 ：3.3.2平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加

10、料板：塔底： 精馏段平均压强：提馏段平均压强：3.3.3平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：提镏段： （查相平衡图） 3.3.4平均密度1.液相平均密度 表4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：提馏段：2.汽相平均密度精馏段 ：提馏段：3.3.5液体的平均表面张力附： 表4-2 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110

11、115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）计算得，塔顶：；（80）进料板：；（88）塔底：；（131.8）精馏段：提镏段：氯苯的汽化潜热：常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）3.3.6液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有：加料板： 塔底: 精馏段：提镏段：3.4 相对挥发度：3.4.1 精馏段挥发度：由，得： 故 3.4.2 提馏段挥发度：由， 故 3.783.5

12、气液相体积流量计算3.5.1 精馏段汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量3.5.2 提馏段饱和液体进料,q=1 则有质量流量： 体积流量： 四、工艺计算及主体设备的设计4.1 管径的初步设计 图4-1 SMITH 关联图4.1.1精馏段：1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）由 ， 式中，c可由史密斯关联图得,横标的数值为：查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速： m/s3.取安全系数为0.7，则空塔气速为 4.精馏段的塔径 m圆整取，此时的操作气速。4.1.2 提馏段： 横坐标数值： 取板间距 =0.0

13、7m 则 m 查图可知： m/s m/s m圆整为1.0m 横截面积 空塔气速： m/s 4.2 溢流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。4.2.1溢流堰长（出口堰长）4.2.1.1 精馏段：取堰上溢流强度，满足浮阀板塔的堰上溢流强度要求。 （2）出口堰高对平直堰由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求）4.2.1.2 提馏段： = m m 4.2.2 方形降液管的宽度和横截面 （3）降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：，。液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）提馏段： s 停留时间5s，故降液管可用4.2.3 降液管底隙高度1

14、精馏段液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2 提馏段取 m/s 则： m 取 m都不小于0.02m，故满足要求。4.3 塔板分布及浮阀数目及排列4.3.1 塔板分布 选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm4.3.2 浮阀数目与排列4.3.2.1 精馏段取阀孔动能因子 ，则孔速 m/s每层塔板上浮阀数目为 块取边缘区宽度 m，破沫区宽度 m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中 =0.3624 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距： mm 考虑到孔径较大

15、，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用90mm，而应小于此值。故取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数63个 按N=63个重新核算孔速及阀孔动能因数，=12.33 阀孔动能因数变化因数不变，仍在913范围内，塔板开孔率 。 图4-2阀孔排列方式4.3.2 提馏段 取阀孔动能因子=12，则 m/s每层塔板上的浮阀数目为 块按t=75 mm，估算排间距， mm取 mm，排得阀数为74块。按74块重新核算孔速及阀孔动能因数， m/s 阀孔动能因数变化不大，开孔率=浮阀排列方式如图所示：图4-3 提馏

16、段阀孔排列方式4.4 塔板的流体力学计算4.4.1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算1 精馏段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.049 m 2）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： m Pa2 提馏段 1）干板阻力 m/s因 故=0.048 m/s2）板上充气液层阻力 取 m 3）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： m Pa4.5 淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：即。4.5.1 精馏段1 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 m2 液体通过降液管的塔头损失 m3板上液层高

17、度 0.07m ，则 m 取=0.5，已选定 m,m 则 所以符合防淹塔的要求。4.5.2 提馏段1 单板压降所相当的液柱高度m2 液体通过降液管的压头损失： m3 板上液层高度：0.07m ，则 m 取=0.5，则 m，可见 所以符合防淹塔的要求。4.6 物沫夹带 4.6.1 精馏段 泛点率= 泛点=板上流体流经长度： m板上流经面积： 查物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图。泛点率：泛点率：对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上可知，物沫夹带能够满足的需求。4.6.2 提馏段取物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图泛点率：泛点率：由计算知，符合要求。4.7塔板负

18、荷性能图 4.7.1 物沫夹带线 泛点率=据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点泛80%计算。1 精馏段0.8=整理得：即 （7-2）由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个值，算出,作出雾沫夹带线（1）2 提馏段：0.8=整理得：0.174=0.0594+1.210 即=2.93-20.374.7.2 液泛线由此确定液泛线，忽略式中 而 1 精馏段整理得：2 提馏段整理得：4.8 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s，液体降液管内停留时间 s。以s作为液体降液管内停留时间的下限，则： 4.9 液漏线对于 型重阀，依=5作为规定气 体最小负荷的标准，则4.

19、9.1 精馏段 4.9.2 提馏段 4.10 液相负荷下限性 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线。取E=1则 由以上4.5-4.10可作出负荷性能图，图如下：由塔板负荷性能图可看出：1） 在任务规定的气液负荷下的操作p处在操作区内的适中位置。2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限=0.662，气相负荷下限0.2216 。所以：精馏段操作弹性为：0.662/0.2216=2.9874；提馏段操作弹性为：0.004/0.0005=8. 图 4-3 精馏段负荷性能图（H表示液泛

20、线，I表示液沫夹带线，J表示液漏线，C表示负荷下限，E代表负荷上限，下同。）图 4-4 提馏段负荷性能图五、塔的附属设备选型 5.1 接管 5.1.1 进料管 进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下： 取=1.6m/s ，=88C5.1.2 回流管 采用直管回流管，取 m/s，L=24.94kmol/h5.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料=131.8， ，5.1.4 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速：u=20 m/s， 。5.1.5 塔釜进气管采用直管，取气速u=23m/s, ， 5.2 除沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺

21、过程不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫剂，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻，空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取： 系数=0.107 m/s 除沫器直径D=m5.3 裙座 塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。基础环内坏径其中取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm考虑到腐蚀余量取，考虑到再沸器，裙裾高度取3 m，地角螺栓直径取M30.5.4人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯

22、一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔中共17块塔板，需设置2个人孔，每个孔直径为450 mm，在设置人孔处，塔间距为600 mm，裙座应开两个人孔，直径为450 mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。5.5 塔总体高度的计算 图8-1 板式塔总体结构简图5.5.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指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间的距离为600 mm，塔顶部空间高度

23、为1200 mm。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5 min。 m 5.5.3 塔总体高度 m m5.6 附属设备设计 5.6.1 冷凝器的选择因塔顶馏出液几乎为纯苯，故其焓可近似按纯苯计算，则全凝器的热负荷为 有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为： 。本设计取 K=700=2926取进口（冷却水）温度为t1=20(夏季)冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。出料液温度：80（饱和气）80饱和液）冷却水温度：20 35 逆流操作： ， 传热面积：5.6.2 再沸器的选择再沸器的热负荷为

24、,因塔顶釜残液几乎为纯氯苯，故其焓可近似按纯氯苯计算，即 。 则对饱和液体进料 选用150的饱和水蒸气加热，传热系数取K=2931 K。料液温度：131.8131.8，热流温度150150。 逆流操作：换热面积：5.7筒体与封头 5.7.1 筒体塔体材料选用16MnR、设计条件下的许用应力为：。圆筒厚度为： 5.7.2 封头封头厚度为： 选用标准椭圆形封头，所以K=1,因为钢板最小厚度不得小于，所以取圆筒和封头的厚度为4mm加上厚度的负偏差，腐蚀欲量等于6.25mm。最后取厚度为的标准钢板。取厚度为的标准钢板。六、 塔的各项指标校验6.1塔设备质量载荷计算1、筒体圆筒、封头、裙座质量圆筒质量：

25、 封头质量：裙座质量： =+=2120+148+447=2715kg说明：（1）塔体圆筒总高度为 （2）查的DN1000mm，厚度8mm的圆筒质量149kg/m （3）查的DN1000mm，厚度8mm的椭圆形封头质量74.1kg/m （4）裙座高度3m（厚度按8mm计）。2、塔内构件质量 （查得浮阀塔盘质量为75kg/m2）3、保温层质量4、平台、扶梯质量说明：平台质量；笼式扶梯质量；笼式扶梯总高；平台数量n=6。5、操作时物料质量说明：物料密度,封头容积，塔釜圆筒部分深度=0.29m，塔板层数N=17，塔板上液层高度 6、附件质量按经验去附件质量为7、充水质量8、塔体操作时质量： Kg各种质

26、量载荷汇总全塔的操作质量/kg全塔最小质量/kg水压试验时最大质量/kg6.2 风载荷及风弯矩6.2.1 风载荷，=0.7，塔高14.23 m，取1.7，查得此地区=。 值如下：对于m段，查表：=1.0 对于1020m 段，=20-10=10m 查表 ：=1.25 塔体有效直径=，对于斜梯取=200mm，其最大值为计算塔段中有四层平台，每层平台迎风面积为0.5。 mm为简化计算且偏安全计，各段均取： mm塔体各断风力：310m： 1020m： 6.2.2 风弯矩把截面划分为00截面为裙座基座截面，11截面为裙座人孔处截面，22截 面为裙座塔体焊缝处截面。 11截面弯矩： 式中： -塔体22截面

27、到标高10m处的距离 -对应于段的风力11截面弯矩: 22截面弯矩: 6.3各种载荷引起的轴向应力1、计算压力引起的轴向应力 其中，)2、操作质量引起的轴向应力截面0-0令裙座厚度;。截面1-1截面2-2 其中，。3、最大弯矩引起的轴向应力。截面1-1截面2-25.8塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核5.8.1塔体的最大组合轴向拉应力校核截面2-2 塔体的最大组合轴向拉应力发生在正常操作是的2-2截面上，其中；K=1.2；K 满足要求5.8.2塔体与裙座的稳定校核截面2-2塔体2-2截面上的最大组合轴向压应力满足要求。 其中，A=查得（16MnR,110）B=118MPa,K=1.2 。2 截

28、面1-1塔体1-1截面上的最大组合轴向压应力满足要求。其中，A=查得（Q135-AR,110）B=110MPa,K=1.2 6.8 焊缝强度 裙裾与塔体采用对接焊，焊缝承受的组合拉应力为： 6.9 水压试验时塔的强度和稳定性验算： 6.9.1 水压试验时，塔体1-1截面的强度条件： 由于苯和氯苯对钢材腐蚀不大，温度在-20以上，承受一定压力，故选用16MnR。式中： 因此满足水压试验强度满足要求。6.9.2水压试验时裙裾底部1-1截面的强度和稳定性验算 式中：， 由于因此满足强度与轴向稳定性要求。七、设计结果概要及汇总浮阀塔工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强、各段

29、平均温度、平均流量气相、液相、实际塔板数、块611板 间 距HTm0.450.45塔 高Hm3.96.09塔 径、mm9001000空塔气速、塔板溢流形式-单溢流型单溢流型溢流装置溢流管型式-平顶弓形溢流堰平顶弓形溢流堰堰 长m0.540.6堰 高m溢流堰宽度m0.11底隙高度m0.05阀孔阀孔数目N个6374孔 径m0.49孔 心 距tm0.0750.075阀孔气速、m/s7.277.49开孔率-单板压强降-0.70.7气相最大负荷0.6620.004气相最小负荷0.2216操作弹性-2.98748.0八、总结8.1 总结： 本次课程设计不同于往常的作业，它具有多方案性，由同一思路可地多种结

30、果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高分析问题、解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。本次课程设计的结果是全组成员两个星期兢兢业业，同心协力的结果。不同的分工使得我们遇到不同的困境，然而在小组成员积极的探讨之下，我们解决了一个又一个的问题。这次的课程设计不仅使我们加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。这次设计让我们明白了，一种严谨求实的态度，是做好一切工作的前提，这个过程，也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。在本次设计中

31、我们也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我们获益匪浅，我们相信在以后的专业设计中能做的更好。从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我们将体会和不足总结如下： 体会：（1）本次设计的是苯-氯苯精馏塔，由于该物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计选用图解法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）在物性计算中，一定注意要取平均值，而不能直接应用某个温度下的物性。（3）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。（4）从设

32、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。因此，在作设计时一定要统筹全局，不能顾此失彼。不足：（1）本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。（2）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。（3）由于是初次接触AutoCAD，导致我们不能很好的绘出相平衡图，以及流程图、设备图，还望老师批评指正。（4）由于不同的资料给出的数据，公式等等存在一定的不同，不同的选取也给我们的计算带来了误

33、差。8.2 心得：连续几天的课程设计即将结束，我们通过查找一些资料成功的完成了精馏操作中浮阀塔的设计。在这过程中，我们发现从化工原理课中学到知识只是一个概括，远远不能满足完成课程设计的需要，要顺利完成课程设计的任务，必须查阅许多图书和资料，综合多方面的信息进行分析。然而，这是我们的第一次课程设计，在此之前毫无经验的我们可以说是手足无措，从开始的手足无措最后的完成设计，无不是在全体成员的积极参与，相互配合下一步一步完成的，有不懂的地方我们查阅资料，参考前例，相互讨论，直至最终设计的完成。在这个设计过程中，我们首先写策划书和查阅资料，查找数据和表图。由于自己的信息检索能力不强，在刚开始查找苯氯苯的

34、相平衡数据时一度进入了茫然状态，只觉得大海捞针，却什么都查不到。随着最小回流比的确定，一切都步入了正轨。然而，问题又随之而来，排版，格式，字体，表格，行间距等等问题，都让这个平时从不接触word的我们一次一次有了挫败的感觉。一次次的查阅资料，请教同学，这才发现，平时不注意的office也有这么大的学问。辛苦是必然的，当然，还有莫大的成就感。这毕竟是我们几个人辛苦的成果。在本次设计任务中，我们有了解决真正工程问题的感觉，认识到各种经验公式对工程设计的重要性。这使我们将以前的学习中学习到的理论知识成功的运用到了实际工程的设计当中。主要参考文献1.大连理工大学化工原理教研室编化工原理课程设计,大连理

35、工大学出版社,19942.国家医药管理局上海医药设计院编化工工艺设计手册（第二版），化学工业出版社，19903.化学工程手册编委会编化学工程手册（第二版），化学工业出版社，19964.崔鹏，魏凤玉，化工原理，合肥，合肥工业大学出版社，2007年。5.路秀林，王者相塔设备，北京，化学工业出版社，2004年。6.魏崇关，郑晓梅，化工工程制图，北京，化学工业出版社，1992年。7.刁玉玮，王立业 编，化工设备机械基础，大连，大连理工大学出版社，1989年。8.厉玉鸣，化工仪表及自动化（第四版），北京，化工工业出版社，20069.化工设备结构图册编写组，化工设备结构图册，上海，上海科学技术出版社，1978年。10.柴诚敬，刘国维，李阿娜，化工原理课程设计，天津，天津科学技术出版社，1994年。专心-专注-专业