二硫化碳——四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计.doc

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1、Four short words sum up what has lifted most successful individuals above the crowd: a little bit more.-author-date二硫化碳四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计吉林化工学院吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计题目 二硫化碳四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计（76320t/年） 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工0904班 学生姓名 学生学号 指导教师 2011年12月13日-目 录摘 要1第一章绪论2第二章 流程的设计及说明3第三章 精馏塔的设计计算43.1塔的物料衡算63.2

2、理论塔板数的确定73.3塔工艺条件及物性数据计算113.4精馏塔气液负荷计算153.5塔和塔板的主要工艺尺寸的计算153.6筛板的流体力学验算203.7塔板负荷性能图233.8精馏塔的工艺设计计算结果总表30第四章 热量衡算324.1比热容计算324.2汽化潜热计算32第五章 塔附属设备设计计算345.1接头管设计345.2 塔高计算355.3塔顶冷凝器的设计计算365.4再沸器的选择365.5泵的选择37表：主要符号说明38结束语41参考文献42附录43化工原理课程设计教师评分表44摘 要本文通过仔细阅读化工原理课程设计任务书的要求，对二硫化碳-四氯化碳二元精馏塔的主要工艺流程进行了比较详细

3、的设计，并用AutoCAD画出了精馏塔的工艺流程图。本次设计任务是二硫化碳四氯化碳连续式筛板精馏塔，回流比R选取为3.5，应用图解法计算法求得理论塔板数NT为11块（包括塔釜再沸器），第6块为进料板。由奥康奈尔公式得到全塔效率为46%，实际塔板数为23块（包括塔釜再沸器），第15块为进料板。每块板压降P为1kPa，板间距，孔径d0为. 确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰，如塔径1.2米、塔高21.0米等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，制作了负荷性能图，确定了各项指标均在安全操作范围之内。 关键词 筛板精馏塔、负荷性能图、设计、二硫化碳、四氯化碳第一

4、章 绪论塔板是板式塔的主要构件，在几种主要类错流塔板中，应用最早的是泡罩塔，目前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔板。 泡罩塔板的优点是：升气管高出液层，不易发生液漏现象，液气比范围大，有较大的操作弹性。其缺点是：塔板结构复杂，金属耗材量大，造价高；塔板压降大，生产能力及板效率均较低。筛孔塔板结构简单，造价廉价，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。但是其操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。浮阀塔板的综合性能优越，生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压降及液面落差小，构造简单，易于制造，塔的造价低。但是，浮阀塔不易处理结焦或粘度大的系统，。通过上述比较，和本设计中物料的特点，加

5、之筛板塔的设计和控制水平已经有了较好的完善，因此在本设计中使用筛板塔。合理的设计和适当操作的情况下筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高，采用筛孔板可解决堵塞问题。第二章 流程的设计及说明进料时采用58进料，这种进料状况不受季节气温的影响，且精馏段与提馏段的气体流量相等，塔径也相等。原料液在20 时从贮罐用离心泵输送到塔前预热器中预热至温度58 ，由精馏塔进料口进入塔内在进料板上液体一部分与自塔上部下降的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器经饱和蒸汽换成120蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进

6、行传质，最后经塔顶冷凝器循环水冷凝成的饱和液体进入回流罐，一部分重力回流，一部分经塔顶冷却器用水冷却后，输入苯贮罐。塔底产品甲苯经塔底冷却器冷却后输入甲苯贮罐，为了节省能耗，可考虑将冷却器与塔前物料预热进行热交换，换热后原料还未达到泡点，可考虑再加个换热器。物料进换热器前的温度为20。第三章 精馏塔的设计计算本设计任务为分离二硫化碳四氯化碳混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取

7、最小回流比的1.6倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。【精馏塔设计任务书】一 设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件生产能力：10.6吨/小时（料液）年工作日：每年按300工作日计算原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 96.3%的二硫化碳，釜液4.7%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58进料状况：q=0.95加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热冷凝方式：塔顶采用全凝器，泡点回流回 流 比： 3.5塔 型：板式塔三 设计内容1 确定精馏装置流程; 2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺

8、过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3 主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型四 设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。五 参考文献 列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。一、精馏流程的确定(6) 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽

9、。流程图如图1所示。精馏塔工艺尺寸计算筛板流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算图3-1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的

10、措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。【已知参数】:主要基础数据:表3-1 液体的表面加力 (单位:m N/m)项目分子式分子量沸点()密度二硫化碳7646.51.2601.595四氯化碳15476.8表3-2 二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表温度（）液相摩尔分数（%）气相摩尔分数（%）76.70074.92.968.2373.16.1515.5570.311.0626.6068.614.3533.2563.825.8549.0559.339.0863.4055.353.1874.7052.366.3082.9051.475

11、.7487.8048.586.0493.2046.3100.0100.0【设计计算】3.1塔的物料衡算(7)(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 （二）、平均分子量（三）、物料衡算每小时处理摩尔量总物料衡算易挥发组分物料衡算联立以上三式可得：3.2理论塔板数的确定（一）理论板NT的求法用图解法求理论板（1） 相对挥发度的计算 根据二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度提馏段平均温度 根据二硫化碳四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成：塔顶处汽相组成 进料处汽相组成 塔釜处汽相组成 相对挥发

12、度的求解塔顶处相对挥发度进料处相对挥发度塔釜处相对挥发度精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度 总相对挥发度 （2） 平衡线方程（3） 线方程（=0.95）（4） 精馏段操作线方程 最小回流比及操作回流比R平衡线方程与线方程联立，得 取操作回流比 则精馏段操作线方程（5） 提馏段操作线方程（6） 提馏段操作线过点c和精馏段操作线方程与线方程的交点d，连接c、d即为提馏段操作线方程（7） 画图如下图3-2 塔板计算图（8） 由图可知总理论板数为 精馏段理论板数为 提馏段理论板数为 （二）全塔效率的求法(1) 粘度计算经查表时；时；精馏段平均粘度提馏段平均粘度平均粘度（2）由公式(三) 实际板数

13、N精馏段: 提馏段:3.3塔工艺条件及物性数据计算(一) 操作压强的计算Pm塔顶压强 常压PD=101.325kPa 取每层塔板压降P=1.0kPa 则：进料板压强：塔釜压强： 精馏段平均操作压强： 提馏段平均操作压强： (二) 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：因为是全凝器 查平衡曲线,得 ；进料摩尔质量的计算：由,查平衡曲线,得 ； ；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：由查平衡曲线,得 精馏段平均摩尔质量：；提馏段平均摩尔质量：；（三) 平均密度计算：表 3-3 不同温度下的密度及质量分数列表位置温度（）塔顶 46.881225.11542.90.92780.0722进料口 58120

14、81521.60.20270.7973塔釜 73.921183.61490.30.02380.9762 1、液相密度： 塔顶部分 依下式： 即：； 进料板处： ； 塔釜处液相组成 精馏段平均液相密度：； 提馏段的平均液相密度： ；2、气相密度： 精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度 （四）液体平均表面张力 的计算表 3-4 不同温度下的表面张力位置温度（）塔顶 46.8828.3623.62进料口 5826.822.3塔釜 73.9224.520.4 液相平均表面张力依下式计算，及 塔顶液相平均表面张力的计算 ； ； 进料液相平均表面张力的计算 ； ； 塔釜液相平均表面张力的计算 ； 则

15、 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： （六）液体平均粘度的计算表 3- 5 不同温度下的粘度(2)位置温度（）塔顶 46.880.310.68进料口 580.290.60塔釜 73.920.260.5 液相平均粘度依下式计算，即； 塔顶液相平均粘度的计算 ； 进料板液相平均粘度的计算： ； 塔釜液相平均粘度的计算： ；3.4精馏塔气液负荷计算 精馏段： = 提馏段：； ； 3.5塔和塔板的主要工艺尺寸的计算（一）塔径D 参考下表 初选板间距HT=0.60m,取板上液层高度HL=0.05m 故： 精馏段： =0.078；依公式； 取安全系数为0.7，则： u=0.7=0.71

16、.45=1.02m/s 故：； 按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速为 塔的横截面积 提馏段： ；查图=0.066；依公式：； 取安全系数为0.70，；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸;故:D取1.2m塔的横截面积:空塔气速为板间距取0.4m合适 （二）溢流装置 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：精馏段： 1、溢流堰长 为0.75D，即：； 2、出口堰高 由 查手册知：E为1.03 依下式得堰上液高度：故：3、 降液管宽度与降液管面积有=0.73查手册得故：=0.15D=0.15 1.2m =0

17、.18m 4、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度， 即： 提馏段：1、 溢流堰长为0.75，即：；2、 出口堰高 ；由 ，查手册知E为1.04依下式得堰上液高度：。3、 降液管宽度与降液管面积有=0.73查手册得故：=0.12D=0.15 1.=0.18m 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速=0.008m/s 依式计算降液管底隙高度 ： （三）塔板布置 1、取边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积 其中 故: 提馏段：依下式计算开孔区面积 其中 =0.7456 （四）筛孔数n与开孔率 取筛孔的孔径d

18、0为6mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为3mm,取 故孔中心距t=3 6.0=17mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即 依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即： （在515%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速提馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速3.6筛板的流体力学验算(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度 1、根据 干板压降相当的液柱高度2、根据，查干筛孔的流量系数图精馏段由下式得=提馏段由下式得3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.58 则=提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层

19、充气系数为0.58 则3、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 故精馏段 单板压降 =（设计允许值）故提馏段 单板压降 =（设计允许值）（二）精馏段雾沫夹带量的验算 由式= 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段雾沫夹带量的验算 由式= 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 （三）精馏段漏液的验算 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 （四）精馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算 取=0.5，则=0.5（0.6+0.037）=0.318

20、m 故，在设计负荷下不会发生液泛提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由计算 取=0.5，则 故，在设计负荷下不会发生液泛3.7塔板负荷性能图(4) (5)精馏段(一) 雾沫夹带线（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.037m，=0.9m 取雾沫夹带极限值为0.1Kg液/Kg气，已知=， =0.6m，并将（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-6Ls. Vs. 1.513 1.483 1.453 1.417 （二）液泛线令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得

21、 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e) 将,及(c),(d),(e)代入得此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-7Ls. Vs. 2.137 2.107 2.07 2.0223 （三）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(四)漏液线（气相负荷下限线）由=4.4= =- =得 整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-8Ls. Vs. 0.425 0.436 0.447 0.459 (五)液相负荷下限线对于平直堰，取

22、堰上液层告诉=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由=即:0.006=则操作点图 3-3 精馏段负荷性能曲线据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=提馏段(一) 雾沫夹带线（1） 式中 （a） 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故 =（b） 取雾沫夹带极限值为0.1Kg液/Kg气，已知=， =0.6m，并将（a），（b）式代入 得 整理得 （1） 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-9Ls. Vs. 3.171 3.113.045 2.977

23、（二）液泛线令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c) 取,近似的有故: (d) (e) 将,及(c),(d),(e)代入得此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-10Ls. Vs. 1.9761949 1.919 1.88 （三）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(四)漏液线（气相负荷下限线）由=4.4= =- =得 整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。（如下表所示）表 3-11Ls. Vs. 0.516 0.528 0.543

24、 0.555 (五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由=即:则操作点图 3-4 精馏段负荷性能曲线据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制提馏段操作弹性=3.8精馏塔的工艺设计计算结果总表表 3-12精馏塔的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1088119.8各段平均温度52.4465.96平均流量气相0.810.744液相0.0020.0024实际塔板数块149板间距0.60.6塔的有效高度4.43.2塔径1.21.2空塔气速0.720.66塔板溢流

25、形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长0.90.9堰高0.0370.0295溢流堰宽度0.180.18管底与受液盘距离0.0230.034板上清液层高度0.050.05孔径6.06.0孔间距1717孔数个30003000开孔面积0.0650.0676筛孔气速12.511塔板压降0.7250.833液体在降液管中停留时间1619降液管内清液层高度0.1090.109雾沫夹带0.001370.00103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1.421.86气相最小负荷0.440.52操作弹性3.233.58第四章 热量衡算4.1比热容计算表 4-1 不同温度下

26、二硫化碳四氯化碳的比热容位置温度（）塔顶 46.88774313372进料口 58780713625塔釜 73.92791914101则 塔顶平均热容进料平均热容塔釜平均热容4.2汽化潜热计算当时，塔顶以0为基准，则0上升热量塔顶馏出液热量:回流液热量：因为是泡点回流，所以有 进料热量 ：塔底残液热量：冷凝器消耗的热量:再沸器提供的热量 （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失再沸器实际热负荷第五章 塔附属设备设计计算5.1接头管设计 接管尺寸由管内蒸气速度及体积、流量决定。 1、塔顶蒸气出口管径 取u=20.0m/s, ,根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。 2、塔底蒸

27、汽进气管管径取u=25m/s, 根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。 3、回流管管径 取u=1.0m/s, ,根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。4、加料管管径 取u=0.6m/s, 根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。5、塔釜出料管管径取u=1.5m/s, 根据工艺标准，选取规格为的热轧无缝钢管。5.2 塔高计算根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择。已知全塔板间距，可选择塔顶空间。塔底空间。全塔共有22块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为4个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为800mm，其伸出劳动塔体的长度为220mm。塔高全塔的板间距相同，

28、则上式可化为：5.3塔顶冷凝器的设计计算(1) (11)（1）选择换热器的类型：热流体饱和二硫化碳-四氯化碳温度为73.92。冷流体进口温度为20，出口温度为40选用冷却水冷却该换热器壁温和壳体壁温之差较大，因此，选用浮头式换热器。冷却水走管程，饱和蒸汽走壳程。（2）计算传热负荷Q 取冷凝水的入口温度为: ，出口温度为馏出液进口温度46.88（气）,出口温度为46.88（液）。则水的定性温度为：t=(20+40)/2=30馏出液的定性温度为：T=46.88两流体在定性温度下的物性数据见表5-1表 5-1 两流体在定性温度下的物性数据流体物性温度t密度kg/m3粘度Pas热容CPkJ/（kg）导

29、热系数W/(m)馏出液46.881243.60.32410-30.960.16冷却水20998.21.00510-34.1830.5985有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1500 本设计取K=700 =2926J出料液温度：46.88 （饱和气）46.88 （饱和液），冷却水温度取2040，采逆流传热用：, 传热面积：根据全塔热量衡算得，（3）选换热器型号(10)采用FA系列的浮头列管换热器，初选用FA60084.84.5/25-4，性能参数见表15表 15：浮头列管换热器性能参数外壳直径600管子尺寸mm公称压力1.6管长6共称面积81.9管数n200管程数4管中心距35管

30、子排列方式正方形5.4再沸器的选择 (11) (9)本设计取K=700 =2926J料液温度：73.92（饱和气）73.92（饱和液），冷却水温度取2040，逆流操作, 传热面积：根据全塔热量衡算得，。选择浮头式换热器。5.5泵的选择5.5-1原料泵：，泵的升扬高度H=12m， 所以选泵的类型为 5.5-2釜液泵： ，泵的升扬高度H=6m， 所以选泵的类型为 表：主要符号说明(3)符号意义计量单位M摩尔质量F进料率D塔顶采出率W塔底采出率q进料热状况x液相摩尔分率y气相摩尔分率R回流比L液相负荷V气相负荷N塔板数P操作压力Pat温度密度kg/m3表面张力粘度VS气相体积流率m3/sLS液相体积

31、流率m3/s最大空塔气速m/sHT板间距M板上清液高度MC20负荷系数C负荷因子m/su空塔气速m/sD塔径MAT塔截面积m2Z有效高度M堰长M溢流堰高度M堰上液层高度MWd降液管宽度M截面积m2降液管中停留时间Sh0降液管底隙高度MWS边缘区宽度M开孔区面积m2t孔中心距Mmn筛孔数目个开孔率h阻力Pa液沫夹带量kg液/kg气K稳定系数降液管内液层高MCP比热容Q热量kJ/hr潜化热kJ/kgG流量kg/h导热系数W/(m)修正系数K传热系数W/(m2)NP管程数Re雷诺数Ns单程传管数de当量直径MPr普兰特数对流传热系数W/(m2)下标A轻组分B重组分D馏出液e平衡F加料m平均值W釜液L

32、液相V气相结束语通过这近一个月的课程设计训练，我再一次深刻感受到理论与实际的紧密联系和内在的差距。课程设计不仅仅是设计一个项目，在这个过程中可以锻炼我们许多方面都能力，比如查阅文献、模型选择、数据整合、上机绘图和程序调试等等，做这些事情所带来的收获感是以前没有过的。在化工原理课程设计老师的耐心指导和自己努力下基本此次课程设计工作已经初步完成。本次设计将以前学过的知识加以综合运用，提高了我对复杂问题的分析能力。通过这次学习与设计实践，加深了我对化工生产过程的理解和认识，也对以往学过的知识加以巩固。在此次化工原理课程设计过程中，培养了我自学能力，查阅资料和文献的能力。当然，由于时间有限，本设计中可

33、能出现一些错误或者不合理的方面，恳请老师和同学给与批评指正。在这次课程设计过程中，我得到了指导老师和同学们大力支持，不仅使我巩固了所学的的化工原理知识,更极大拓宽了我的知识面。特此感谢指导老师和同学！参考文献(1)朱有庭.化工设备设计手册.下卷化学工业出版社.2004(2)张受谦等.化工手册.济南.山东科学技术出版社.1986(3)贾绍义、柴诚敬等.化工原理课程设计天津.天津大学出版社.2002(4)陈敏恒、从德滋、方图南等 .化工原理上册第二版.北京化学工业出版社.1999(5)陈敏恒、从德滋、方图南、齐鸣斋等.化工原理下册第三版.北京化学工业出版社.2006.5 (6). 谭天恩、麦本熙、

34、丁惠华等.化工原理上册第二版化学工业出版社.1998(7). 罗传义、时景荣主编.试验设计与数据处理吉林人民出版社.2002(8).钱颂文主编.换热器设计手册化学工业出版社.2002(9).毛希澜主编.换热器设计.上海科学技术出版社2000(10). 唐伦成.化工原理课程设计简明教程哈尔滨.哈尔滨工程大学出版社.2005(11). Slater M J. Principles of Ion Exchange Technology. Oxford: Butterworth-Heinemann Ltd., 1991.附录泡点计算程序 #include math.hfloat Pf=1042,T0=

35、330,xf=0.43;float f(float x)return xf*exp(17.0073-2595.01/(x-53.15)/Pf+(1-xf)*exp(16.0545-2618.73 /(x-37.30)/Pf-1;float f1(float x)return xf*exp(17.0073-2595.01/(x-53.15)/Pf*2595.01/(x-53.15)/(x-53.15)+(1-xf)*exp(16.0545-2618.73/(x-37.30)/Pf*2618.73/(x-37.30)/(x-37.30);main()float T1,e=0.0001,Td;int N=100,k;for(k=0;kN;k+)