苯氯苯分离过程板式精馏塔设计课程设计-毕业论文.doc

化工原理课程设计

题 目 苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计
学院名称 化 学 化 工 学 院
指导教师
职 称
班 级
学 号
学生姓名

年 月 日

目 录
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计………………………..1
设计内容及要求 …………………………………………..2
引 言 ………………………………………………………3
一、设计方案的确定………………………………………4
二 、精馏塔的物料衡算 …………………………………7
三、塔板数的确定 ………………………………………..7
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………10
五、精馏塔的工艺尺寸计算 ……………………………..13
六、塔板主要工艺尺寸的计算……………………………15
七、筛板的流体力学验算 ………………………………..18
八、塔板负荷性能图 ……………………………………..20
九、各接管尺寸的确定 …………………………………..24
十、塔体设计总表 ………………………………………..27
十一、苯－氯苯精馏生产工艺流程图 …………………..29
十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论 …………..30
结 论 ……………………………………………………..31
参考文献 …………………………………………………..32
谢辞 ………………………………………………………..33

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

指导老师：
摘要：本设计对苯—氯苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—氯苯；分离过程；精馏塔
The Design of sieve plate-distillation Tower about theSeparating Process of Benzene-chlorobenzene

Abstract: A suit of equipment of sieve distillation column devices which make Benzene separate from chlorobenzene has been designed. The main work comprising: 1. The main processes and programmes of the production have been selected and determined.2.The main container filler tower has been designed,including ①the balance reckon of the sieve plate tower ②the number of the tower plank has been determinated ③the calculation of properties of matter date ④the size of the Distillation tower has been computed ⑤The main tray sizeof the distillation tower.has been reckoned3. Production craftwork flow chart and design condition chart of the distillation tower have been drawn. 4.The questions of the design process have been discussed and reviewed. The design is simple and reasonable, and can meet the needs of the initial production process, a certain role in guiding the practice.
化工原理课程设计

设计内容及要求
一、设计任务：
每小时生产99.5%的氯苯4.5吨塔顶馏出液中含氯苯≤2%，原料液中含氯苯40%（wt%）。

二、操作条件：
（1）塔顶压强 4kPa（表压）；
（2）进料热状况 泡点进料 q=1；
（3）回流比 1.2倍最小回流比；
（4）塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）；
（5）单板压降 ≤0.7kPa。

三、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）精馏塔接管尺寸的计算；
（9）电脑绘制生产工艺流程图；
（10）手工绘制精馏塔设计条件图；
（11）对设计过程的评述和有关问题的讨论。

四、设计要求
（1）设计计算说明书撰写规范、严谨，条理清晰；
（2）数据可靠，论证合理，有设计价值；
（3）图纸绘制应符合化工制图的标准。

指导教师 ：
年 月 日

引 言
1、塔设备设计概述
塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、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和减湿等。
最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
2、板式精馏塔设备选型及设计
因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。
(1)、工业上常见的几种的板式塔及其优缺点
Ⅰ、浮阀塔。在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。
Ⅱ、筛孔塔。结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。
Ⅲ、泡罩塔。其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。
(2)、设计板式塔的要求及简易流程
首先应根据已给定的操作条件，由图解法或解析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算：
Ⅰ、塔高的计算。包括塔的主体高度、顶部与底部空间的高度，以及裙座的高度。
Ⅱ、塔径的计算。
Ⅲ、塔内件的设计。主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。
设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算。

一、设计方案的确定
1、操作压力
蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2、进料状况
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。
3、加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4、冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。
5、热能利用
蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。
本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：

1.苯和氯苯的物理性质
表1.1苯和氯苯的物理性质
项目
分子式
相对分子质量
沸点
临界温度/。c
临界压力/kpa
苯 （A）
C6H6
78．11
80．1
288．5
6833．4
氯苯（B）
C6H5 Cl
112.5
131.8
359.2
4520

2.苯－氯苯的气液相平衡数据
表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据
沸点温度
t　℃
苯的组成
沸点温度
t　℃
苯的组成
液相
气相
液相
气相
80.02
1
1
120
0.129
0.378
90
0.69
0.916
130
0.0195
0.0723
100
0.447
0.785
131.8
0
0
110
0.267
0.61

3.组成饱和蒸气压
表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压
温度℃
80
90
100
110
120
130
131.8
mmhg苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
mmhg氯苯
148
205
293
400
543
719
760

4.液相密度
表1.4苯－氯苯的液相密度
温度℃
80
90
100
110
120
130
苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985

5.液相粘度µ
表1.5苯－氯苯液体粘度µ
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯（MP.S）
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯（MP.S）
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274

二 、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
氯苯的摩尔质量

2、 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

3、 物料衡算
原料处理量
总物料衡算 F=D+W （1）
易挥发组分物料衡算 0.684F=0.986D+0.0072W （2）
联立上式（1）、（2）得： D=87.908 kmol/h F=127.89 kmol/h
三、塔板数的确定
1、理论板层数的求取
苯－氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数根据苯－氯苯物系的气液平衡数据，绘出x-y，t-x-y图

　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　　d

　　　　　b

图3.1苯－氯苯的气液平衡x-y图
　　　　 　℃

图3.２苯－氯苯的气液平衡t -x-y图

（1）、根据苯－氯苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图
通过气液平衡关系在t -x-y图直角坐标系中做出平衡曲线，并在苯－氯苯的气液平衡x-y图标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点；
（2）、求最小回流比及操作回流比
因饱和液体进料，在图中对角线上自点e（0.684,0.684）作垂线（q线）该线与平衡线的交点坐标为（yq=0.79,xq=0.45），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。Rmin=(xD-yd)/(yq-xq)=(0.986-0.79)/(0.79-0.45)=0.576取操作回流比: R=1.2 Rmin=1.2×0.576=0.6912
其截距为0.583即点b(0,0.583)，连接点和点a(0.986,0.986)可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点c(0.0072,0.0072)可作出提馏段操作线方程。
按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为2层，提馏段为4层（不包括再沸器），第3层为加料板图如上一页所示
（3）、求操作线方程
L=RD=0.6912×87.908=60.76 kmol/h
V=L+D=60.76+87.908=148.67 kmol/h
L’=L+F=60.76+127.89=188.65 kmol/h
V’=V=148.67 kmol/h
精馏段操作线方程

提馏段操作线方程

（4）、图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如图3.1所示。求解结果为
总理论板层数 （包括再沸器）
进料板位置
2、实际板层数的求取
全塔效率取全塔效率为43%
精馏段 N精＝2/0.43＝4.65≈5块
提馏段 N提＝5/0.43=11.63≈12块

四、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 PD＝4＋101.3＝105.3 kpa
每层塔板压降 ΔP=0.7kpa
进料板压力 PF=105.3＋0.7×5=108.8kpa
塔底压强为 Pw＝ PF＋12×0.7＝117.2 kpa
精馏段平均压力 Pm＝（105.3＋108.8）/2=107.05kpa

2、操作温度计算
根据图3.2可得：，=0.986, =0.0072, =0.684查图可得：
塔顶温度tD=80.10C
进料板温度：tf=900C

3、平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD= y1=0.986查平衡曲线图3.1可得 x1=0.86
MVDm=0.986×78.11＋0.004×112.55=78.59 kg/kmol
MLDm=0.86×78.11＋0.14×112.55=82.93kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板yF＝0.87查平衡曲线图3.1可得xF=0.56
MVF=0.87×78.11＋0.23×112.55=82.59 kg/kmol
MLF=0.56×78.11＋0.44×112.55=93.26 kg/kmol
塔底平均摩尔质量计算
精馏段平均摩尔质量
MV精＝（78.59+82.59）/2=80.59 kg/kmol
ML精＝(82.93+93.26)/2=88.1kg/kmol

4 平均密度计算
（1）、气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
精馏段气体密度:
（2）、液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
由苯-氯苯温度密度关系表（如下），可做出其液相密度图。 表4.1苯-氯苯温度密度关系表
温度℃
80
90
100
110
120
130
苯ρ
817
805
773
782
770
757
氯苯ρ
1039
1028
1018
1008
997
985

做出其液相密度图如下:

图4.1苯-氯苯温度密度关系图
由上图可查得；

所以精馏段液相的平均密度:

5、液体平均比表面张力计算

根据下表
表4.2苯-氯苯温度表面张力关系表
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
140
氯苯表面张力mN/m
32.8
30.49
28.21
25.96
23.75
21.57
19.42
17.32
苯表面张力mN/m
31.60
28.80
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
已知tD=80.10C，tf=900C，由化学手册查得：
,，，。

精馏段平均表面张力：
6、液体粘度

根据下表
表4.3苯-氯苯温度粘度关系表
温度℃
20
40
60
80
100
120
140
苯 粘度mPa·s
0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯 粘度mPa·s
0.75
0.56
0.44
0.35
0.28
0.24

已知tD=80.10C，tf=900C，由化学手册查得：mPa·s, mPa·s，mPa·s, mPa·s，

精馏段平均液相粘度

五、精馏塔的工艺尺寸计算
1、塔径的计算
精馏塔的气、液相体积流率为

因为塔径和板间距的关系如下表:
表5.1塔径和板间距关系表
塔径Dm
0.30.5
0.50.8
0.81.6
1.62.0
2.02.4
>2.4
板间距HT
200300
300350
350450
450600
600800
800

图5.1史密斯关联图
若取: HT =0.4m,hL=0.06m(一般hL0=0.050.08)
HT－hL=0.4-0.06=0.34m
查上图得:C20=0.075
C=C20*(/20)0.2=0.075×(22.49/20)0.2=0.077
=
取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为:
u=0.7×1.33=0.9m/s
，在0.8m1.6m范围,符合
经标准圆整后D=1.4m

实际空塔气速为

2、精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在塔顶和塔底各开一人孔，其高度为0.8*2m
故精馏塔的有效高度为
=1.6+5.2+1.6=8.4m

六、塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置的计算
因塔径D=1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1）、堰长
取
（2）、溢流堰高度
由
选用平直堰，堰上液层高度,近似取 E=1 ，则

取板上清液层高度
故m
（3）、弓形降液管宽度和截面积
由
查下图 得

图6.1弓形降液管的宽度与面积
故

验算液体在降液管中停留时间

故降液管设计合理
（4）、降液管底隙高度

取
则

故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘,深度=0.05m
2、塔板布置
（1）、塔板的分块
因，故塔板采用分块式。查下表得，塔板分为4块。
塔径mm
8001200
14001600
18002000
22002400
塔板分块数
3
4
5
6
（2）、边缘区宽度确定
取
（3）、开孔区面积的计算
开孔区面积，即

其中

故
（4）、筛孔计算及其排列
由于所处理的物系，可选用 碳钢板，取筛孔直径 ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

筛孔数目n为

开孔率为
气体通过阀孔的气速为

七、筛板的流体力学验算
1、塔板压降
（1）、干板阻力计算
干板阻力由式

由 查图得
故
（2）、气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力由式计算

查图得
故
（3）、液体表面张力的阻力计算
液体表面张力产生的阻力由下式计算得

气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算
液柱
气体通过每层塔板的压降为
（设计允许值）
2、液面落差
对于筛板塔，页面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略页面落差影响。
3、液沫夹带
液沫夹带量由下式计算

而且
故
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4、漏液
对筛板塔，漏液点气速可由下式计算

实际孔速
稳定系数为

故在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下式关系：

苯－氯苯物系属一般物系，取，则

而
板上不设进口堰，可由下式计算
柱
液柱

故在本设计中不会发生液泛现象。

八、塔板负荷性能图
1、漏液线
由

得：

代入数据得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，计算结果列于表
表8.1
，
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
，
0.613
0.629
0.648
0.644
由上表数据即可作漏液线1
2、液沫夹带线
以为限，求关系如下：

故

整理得
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表
表8.2
，
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
，
2.425
2.328
2.2
2.1

由上表数据即可作出液沫夹带线2
3、液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由
取E＝1，则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
4、液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式
代入数据得
5、液泛线
令
由
联立得
忽略，将与，与，与的关系代入上式，并整理得
式中

将有关数据代入，得

故
在操作范围内。任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表
表8.3
，
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
，
2.966
2.924
2.75
2.6

由上表数据即可作出液泛线
根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下图：

图8.1筛板的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

故操作弹性为

九、各接管尺寸的确定
1、进料管
进料体积流量

取适宜的输送速度，故

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：
实际管内流速：
2、釜残液出料管
釜残液的体积流量：

取适宜的输送速度，则

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：
实际管内流速：
3、回流液管
回流液体积流量

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：
实际管内流速：
4、塔顶上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：

取适宜速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：
实际管内流速：
5、塔底上升蒸汽管
塔顶上升蒸汽的体积流量：

取适宜速度，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：
实际管内流速：

十、塔体设计总表
表10.1苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计塔体设计总表
序号
项目
数值
1
平均温度tm,oC
85.05
2
平均压力Pm，kPa
107.05
3
气体流量Vs，（m3/s）
1.15
4
液体流量Vs,(m3/s)
0.0017
5
实际塔板数
17
6
有效段高度Z，m
8.4
7
塔径,m
1.4
8
板间距,m
0.4
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
0.924
12
堰高，m
0.05
13
板上液层高度,m
0.06
14
降液管宽度，m
0.1736
15
降液管底隙高度,m
0.023
16
安定区宽度,m
0.065
17
边缘区宽度,m
0.035
18
开孔区面积,m2
1
19
筛孔直径,m
0.005
20
筛孔数目
5133
21
孔中心行距,m
0.015
22
开孔率,％
10.1
23
空塔气速，m/s
0.9
续表10.1
24
筛孔气度，m/s
10.23
25
稳定系数
3.67
26
每层塔板压降，pa
700
27
负荷上限
液泛控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带ev ，(kg液.kg气)
0.01
30
气相负荷上限,m3/s
2.2
31
气相负荷下限,m3
0.6
32
操作弹性
3.67

十一、苯－氯苯精馏生产工艺流程图

混合溶液
氯苯

十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论
本次课程设计为《化工原理》课程设计，要求通过给定的生产操作条件自行设计一套苯－氯苯物系的精馏分离的板式塔设备，并对所设计的塔设备进行合理的优化和改进。
通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套比较完善的筛孔式板式塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。因此，本次课程设计非常成功。
课程设计使我们对《化工原理》课程所学知识有了更深的理解，让我们认识到了理论知识对工作实践的重要的知道意义，学会理论联系实际。课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计，而不是像以往课程那样一切又教材和教师安排。因此，课程设计给了我们更大的发挥空间。让我们发挥主观能动性独立的查资料，找数据，设计实验方案，并将理论知识应用到实践中去。同时，这次课程设计也让我们认识到了工业上计算机的广泛用途。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间必须紧密合作，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之，这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，更是对我们人格品德的考验，课程设计让我们受益匪浅；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。

设计人：

结 论
1、本设计设计了一套每小时处理量为4.5吨的含氯苯99.5%的苯—氯苯混合料液分离过程板式精馏塔工艺。为了满足生产工艺的要求，对精馏塔进行物料衡算、对塔的工艺条件及物性数据和塔体、塔板工艺尺寸进行了计算，还绘制了工艺流程图, 并对塔的主要接管的尺寸进行了计算。
2、本次设计总体比较合理，各项设计结果均符合设计要求，详见设计结果总汇表及精馏塔装配图。
3、由于该塔操作温度下苯—氯苯的一些物性参数均非化工手册中未能查到的确切数据，给计算到来了一定的误差。本设计过程中理论板梯级图以及精馏塔筛板负荷性能图均为电脑绘图，误差较小，计算较为精确。
4、通过这次课程设计，本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅，而且巩固了以学的化工原理及相关课程知识。

参考文献

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[2] 天津大学化工原理教研室编.化工原理课程设计[M].天津：天津科学技术出版社，1994
[3] 刘雪暖，汤景凝.化工原理课程设计[M].营口：石油大学出版社，2001
[4] 姚玉英.化工原理[M].天津：天津大学出版社，1999
[5] 朱思明，汤山甫.化工设备机械基础[M].上海：华东理工大学出版社，1991
[6] 大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计[M].大连：大连理工大学出版社，1994
[7] 魏崇光，郑晓梅. 化工工程制图[M]. 北京：化学工业出版社，1994
[8] 程德林. 溶剂手册[M]. 北京：化学工业出版社，2005

谢 辞

在苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计的设计当中，得到了XX教授的大量指导与帮助，在这里表示衷心的感谢，同时在计算及画图过程当中也得到了很多同学的建议，在此一并感谢！这些都是我能够顺利完成本设计的关键因素，再一次表示感谢！在设计中，由于知识的缺陷，有很多考虑不周的地方，甚至会有计算的错误，由于时间较紧张，在再沸器的和冷凝器的计算和选择中也只是做了初步选择。因此，本设计存在各种缺陷，希望在老师的帮助下以后能有更大的进步。
最后祝老师身体健康，工作顺利，家庭和睦！

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