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1、新疆工业高等专科学校课程设计说明书题目名称：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔系 部： 化学工程系 专业班级： 石化09-4（1）班 学生姓名： 指导教师： 完成日期： 2011.06.30 新疆工业高等专科学校课程设计评定意见设计题目： 分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔 学生姓名： 评定意见：评定成绩： 指导教师（签名）： 年 月 日新疆工业高等专科学校课程设计任务书 2010-2011学年 2学期 2011 年 06 月30 日专业石油化工生产技术班级09-4（1)班课程名称化工原理设计题目分离苯-甲苯混合液筛板精馏塔指导教师起止时间2011.06.25-2011.06.30周数一周设计地点学校
2、设计目的：1学会从资料、手册中查找相关的计算公式和数据；2；进行一系列的精馏塔单元过程的计算，并通过准确、严密的分析、论证，表达出自己的设计思想；3能根据工艺计算结果确定精馏塔结构尺寸；4能根据自己对设备的安排和计算结果，对设备内所进行的过程进行流体力学条件的校核；5能从理论上的正确性、技术上的可能性和经济上的合理性等方面对设计结果进行可行性和先进性的评价；6学习绘制设备的工艺条件图；7学习编制设计说明书。设计任务：在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4500kg/h，组成为0.38（笨的质量分数），要求塔顶流出液的组成0.95，塔釜液的组成0.01。设计进度与要
3、求：2011.06.25-27理论计算2011.06.28-30录入整理打印主要参考书及参考资料： 1 、汪恺主编，机械设计标准应用手册，第1版， 机械工业出版社，1997 2 、陆美娟、张浩勤主编，化工原理，第二版；北京；化学工业出版社，2006.10 3 、化工原理课程设计，化工原理教研室教研室主任（签名） 系（部）主任（签名） 年 月 日摘要本设计对苯甲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：精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔
4、体工艺尺寸计算；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：苯甲苯；分离过程；精馏塔 目录1. 板式精馏塔设计任务11.1. 设计题目11.2. 设计任务及操作条件11.3. 设备形式11.4. 设计内容12. 设计方案的确定22.1. 设计流程的说明：22.2. 操作方案的说明：23. 精馏塔的物料衡算33.1. 原料及塔顶产品的摩尔分率33.2. 原料液及塔顶产品的平均摩尔质量34. 塔板数的确定44.1. 理论板数的求取44.1.1. 相对
5、挥发度的求取44.1.2. 最小回流比的求取44.1.3. 精馏塔的气、液相负荷54.1.4. 操作线方程54.1.5. 用作图法计算理论塔板数54.2. 实际板层数的求取65. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算65.1. 操作压力的计算65.2. 操作温度的计算75.3. 平均摩尔质量的计算75.3.1. 塔顶平均摩尔质量的计算75.3.2. 进料板平均摩尔质量的计算75.3.3. 精馏段的平均摩尔质量为75.4. 平均密度的计算85.4.1. 气相平均密度的计算85.4.2. 液相密度的计算85.5. 液相平均表面张力的计算85.5.1. 塔顶液相平均表面张力的计算85.5.2. 进料
6、板液相平均表面张力的计算95.5.3. 精馏段液相平均表面张力95.6. 液体平均粘度的计算95.6.1. 塔顶液相平均粘度的计算95.6.2. 进料板平均粘度的计算95.6.3. 精馏段平均粘度96. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算106.1. 塔径的计算106.2. 精馏塔有效高度的计算117. 塔板主要工艺尺寸的计算117.1. 溢流堰装置计算117.1.1. 堰长lw117.1.2. 溢流堰高度hw117.1.3. 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af127.1.4. 降液管底隙高度ho127.2. 塔板计算127.2.1. 塔板的分块127.2.2. 边缘区宽度确定127.2.3. 开孔区面积
7、计算127.2.4. 筛孔计算与排列138. 塔板流体力学验算138.1. 塔板的压降138.1.1. 干板的阻力计算138.1.2. 气体通过液层的阻力的计算138.1.3. 液体表面张力的阻力计算148.2. 液面落差148.3. 液沫夹带148.4. 漏液148.5. 液泛159. 塔板负荷性能图159.1. 漏液线159.2. 液沫夹带线169.3. 液相负荷下限线169.4. 液相负荷上限线169.5. 液泛线1710. 筛板塔设计计算结果1911. 本设计中符号的说明2011.1. 英文字母:2011.2. 下标：2111.3. 希腊字母 ：211. 板式精馏塔设计任务1.1. 设
8、计题目苯甲苯溶液连续精馏塔设计。1.2. 设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含苯38%（质量），其余为甲苯。（2）塔顶产品的苯含量不得低于95%（质量） （3）塔底产品的苯含量不得高于0.01（质量） （4）混合液处理量为4500Kg/h （5）操作条件 （A）精馏塔顶压强4kpa(表压) （B）饱和液料进料 （C）回流比R/Rmin=2 （D）间接蒸汽加热 （E）单板压降不大于0.8Kpa。1.3. 设备形式设备形式为筛板塔。1.4. 设计内容1.设计方案的确定及流程说明。2.塔的工艺计算。3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计。 （1）塔高,塔径及塔板结构尺寸的确定。 （2）塔板的流体力学验
9、算。 （3）塔板的负荷性能图。4.设计结果概一览表。5.设计符号说明。6.对本设计的评述及致谢。 2. 设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯溶液混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1. 设计流程的说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经
10、多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，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，在确定流程装置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，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。2.2. 操作方案的说明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶
11、上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的两倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。3. 精馏塔的物料衡算3.1. 原料及塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量为：78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13kg/kmol=(0.38/78.11)/(0.38/78.11+0.62/92.13)=0.42xD=(0.95/78.11)/(0.95/78.11+0.05/92.13)=0.957xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=
12、0.012 3.2. 原料液及塔顶产品的平均摩尔质量MF=0.4278.11+92.13(1-0.42)=86.24kg/kmolMD=0.95778.11+92.13(1-0.957)=78.71kg/kmolMw=0.01278.11+92.13(1-0.012)=91.96 kg/kmol则可知：原料的处理量：F=4500/86.24=52.18kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: xFF= xDD+Wxw容易得出： D=22.53 kmol/h W=29.65 kmol/h4. 塔板数的确定4.1. 理论板数的求取4.1.1. 相对挥发度的求取苯-甲苯的饱和蒸汽压数据如下表3-
13、1。表4-1t/80.28896104110.4P0B/Kpa 101.33127.59160.52199.33233.05P0B/Kpa39.9950.665.6683.33101.33相平衡方程为：4.1.2. 最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为回流比为最小回流比的2倍，即4.1.3. 精馏塔的气、液相负荷 4.1.4. 操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 4.1.5. 用作图法计算理论塔板数作图如下1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7
14、 0.8 0.9 1.0 图4-1理论塔板数画法 总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，提馏段为13-1-5=7块，第6块板为进料板。4.2. 实际板层数的求取由于全塔效率是52%，则精馏段塔板数：N精=5/0.52=9.610块提馏段塔板数：N提=7/0.52=3.514块实际进料板在第11块板。5. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算5.1. 操作压力的计算塔顶操作压力: PD=101.3+4=105.3Kpa 每层板压力: P=0.7KPa 进料板压力： PW=105.3+100.7=112.3KPa 精馏段平均压力：Pm=(105.3+112.3/2=108.8KPa5
15、.2. 操作温度的计算 查常压苯-甲苯的气液平衡数据，由内插法计算得 塔顶温度 tD=82.3进料板温度 tF=93.5 精馏段平均温度 tm=(82.3+93.5)/2=87.95.3. 平均摩尔质量的计算5.3.1. 塔顶平均摩尔质量的计算 由相平衡方程计算过程可知，, 5.3.2. 进料板平均摩尔质量的计算 由理论板的计算过程可知， 5.3.3. 精馏段的平均摩尔质量为 5.4. 平均密度的计算5.4.1. 气相平均密度的计算由理想气体状态方程得 Vm=PmMvw/RTm =(108.880.65)/8.314(273.15+87.9) =2.92kg/m35.4.2. 液相密度的计算查
16、不同温度下的密度，塔顶密度，可得tD=82.3时 A812.4kg/m3 B=807.7kg/m3 LDm= =1/(0.95/812.4+0.05/807.7) =841.4kg/m3 进料板液相密度当tF=93.5时 A799.8kg/m3 B=796.7kg/m3 LFm =1/(0.38/799.8+0.62/796.7) =798.0kg/m3 精馏段液相平均密度为Lm=(841.4+798.0)/2=819.7kg/m35.5. 液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即： Lm=xii5.5.1. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=82.3查手册得 A=21.22m
17、N/m B=21.40mN/m LDm=0.9521.22+0.0521.40=21.23 mN/m5.5.2. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=93.5查手册得 A=19.64mN/m B=20.21N/m LFM=0.3819.64+0.6220.21=20.0 mN/m5.5.3. 精馏段液相平均表面张力Lm=(21.23+20.0)/2=20.62 mN/m5.6. 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即：lgLm=xilgi5.6.1. 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.3查手册得 A=0.302mPa.s B=0.301mPa.s lgLDm=0.95lg(0.30
18、2)+0.05lg(0.301) 解得LDm=0.302mPa.s5.6.2. 进料板平均粘度的计算 由tF=93.5查手册得 A=0.272mPa.s B=0.279mPa.s lgLFm=0.38lg(0.272)+0.62lg(0.279) 解得LFm=0.276mPa.s5.6.3. 精馏段平均粘度 Lm=(0.302+0.276)/2=0.289mPa.s6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1. 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600Vm=(87.4280.65)/(36002.92)=0.671m3/sLS=LMLm/3600Lm=(64.8982.87)/
19、(3600819.7)=0.0018m3/s由式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=L/V(l/v)0.5=0.0449取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m图6-1史密斯关联图由上面史密斯关联图，得知C20=0.072气体负荷因子C= C20(/20)0.2=0.0724Umax=1.211 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7 Umax=0.71.211=0.848m/s=1.003m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为AT=3.1412/4=0.785 m2实际空塔气速为U实际=0.671/0.7
20、85=0.855 m/s6.2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（10-1）0.40=3.6 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（14-1）0.40=5.2 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=3.6+5.2+0.8=9.6m7. 塔板主要工艺尺寸的计算7.1. 溢流堰装置计算 因塔径D=0.9m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：7.1.1. 堰长lw 可取lw=0.66D
21、=0.66m7.1.2. 溢流堰高度hw 由hw=hLhow选用平直堰， 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)可取用E= 1.0 ，则how=0.011m取板上清液层高度hL=0.06 m故 hw=0.049m7.1.3. 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.66 m 查图可求得Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124Af=0.07220.785=0.0567m2Wd=0.1241.0=0.124 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 AfHT/Lh= 3600 0.05670.40/ (36000.0
22、018)=12.6s5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。7.1.4. 降液管底隙高度hoho= Lh/（3600lwu0）取uo=0.08m/s则ho=0.00183600/(36000.680.08) =0.034 m Hw-ho=0.049-0.034=0.015m0.006 m故降液管底隙高度设计合理,选用凹形受液盘，深度hw=50mm。7.2. 塔板计算7.2.1. 塔板的分块因为D 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。7.2.2. 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mm7.2.3. 开孔区
23、面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=其中 x=D/2(WdWs)=0.311m r= D/2Wc=0.465m由上面推出 Aa=0.532m27.2.4. 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=2731个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=0.671/（Aa）=12.49m/s8. 塔板流体力学验算8.1. 塔板的压降8.1.1. 干板的阻力计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(
24、uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=0.051(12.49/0.772) 2(2.92/819.7)=0.0475m液柱8.1.2. 气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hLua=Vs/（ATAf）=0.671(0.785-0.0567)=0.921m/s气相动能因子Fo=0.921(2.92)1/2=1.57kg1/2/(s m1/2)可查图确立充气系数得=0.61所以hl=hL=0.610.6=0.0366 m液柱8.1.3. 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力h由公式=4L/（lgdo）计算,
25、则有=(420.6210-3)/(819.79.810.005)=0.00205m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+=0.0475+0.0366+0.00205=0.0860m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.0860819.79.81=692Pa0.8KPa（设计允许值）8.2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。8.3. 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 由hf=2.5hL=2.50.06=0.15m 所以： 可知液沫夹带量在设计范围之内。8.4. 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min
26、可由公式实际孔速为u0=12.49m/su0,min稳定系数为 =u0/u0,min=12.49/6.063=2.061.5故在本设计中无明显漏液。8.5. 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.049）=0.2245m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.08)2=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.086+0.06+0.001=0.147m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛9. 塔板负荷性能图9.1. 漏液线u
27、0,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表。表9-1Ls m3/s0.00150.00300.00450.0060Vs m3/s0.3230.3350.3450.354根据上表数据做出漏液线9.2. 液沫夹带线 ev =0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ua=Vs/(AT-Af)=1.373 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)hw=0.049 how=0.88Ls2/3故hf=0.123+2.2 Ls2/3则HThf=0.277-2.2L
28、s2/3 整理得 Vs=1.27-10.06 Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表。表9-2Ls m3/s0.00150.0030.00450.006Vs m3/s1.1381.0610.9960.938根据上表数据做出液沫夹带线9.3. 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000E 0.006 其中E=1，lw=2.84， 则：Ls,min=0.00056m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线9.4. 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（AfH
29、T）/Ls=4故Ls,max=（AfHT）/4=（0.05670.40）/4=0.00567 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限9.5. 液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hd hP=hc+hl+hL=hL hL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + 忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a V2s=b-cLs2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入
30、,得a=0.051/(0.1010.5320.772)2（2.92/819.7）=0.108b=0.50.4(0.5-0.61-1)0.049=0.146c=0.153/(0.660.034)2=303.8d=2.8410-31( 1+0.61)(3600/0.66)(2/3)=1.421 故=1.35-2813 -13.16在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表。表9-3Ls m3/s0.00150.0030.00450.006Vs m3/s1.17121.05130.93430.8142根据上述数据画出液泛线上述五条性能线见附图。在负荷性能图上，作出操作点A，连
31、接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 1.06m3/s Vs,min=0.32 m3/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=1.06/0.32=3.3 10. 筛板塔设计计算结果表10-1序号项目数值1平均温度 tm 87.92平均压力 Pm kPa108.83气相流量 Vs m3/s0.6714液相流量 Ls m3/s0.00185实际塔板数246有效段高度 Z m107精馏塔塔径 m1.08板间距 m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m0.6612堰高 m0.04913板上液层高度 m0.0614堰上液层
32、高度 m0.01115降液管底隙高度 m0.0816安定区宽度 m0.06517边缘区宽度 m0.03518开孔区面积 m20.53219筛孔直径 m0.00520筛孔数目273121孔中心距 m0.01522开孔率10.123空塔气速 m/s0.92124筛孔气速 m/s12.4925稳定系数2.0626每层塔板压降 kPa0.69127液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.01828气相负荷上限m3/s1.0629气相负荷下限 m3/s0.3230操作弹性3.311. 本设计中符号的说明11.1. 英文字母:A0筛孔面积， h0降液管底高度，mAa塔板开孔面积， h相克服表面张力压
33、降所当高度，mAf降液管面积， k筛板的稳定系数AT 塔截面积， L塔内下降液体流量，kmol/hC计算时umax的负荷因数 lW溢流堰高度,mCO流量系数 LS下降液体流率，m3/sD塔径，m N 理论板数d0 筛孔直径，mm NP实际塔板数E液流收缩系数 NT理论塔板数ET 全塔效率 n筛孔数ev 雾沫夹带量，kg液/kg气 P操作压强，pa或kpaF 进料流量, kmol/h P压强降， pa或kpaFa气相动能因数 q 进料热状态承参数H 板间距，mm R回流比hc 与干板压降相当液柱高度 ，m h1 进口堰与降液管的水平距离，m t筛孔中心距，mmhl 与气流穿过液层的压降 相当液柱
34、高度m u空塔气速，m/shf 板上鼓泡层高度，m u0 筛孔气速, m/shL 板上液高度，m u0降液管底隙处液体流速,m/shd,与液体流经降液管压降相当量液柱高度，mDF 进料管直径, m Dl 回流管直径, mDW 釜液出口管直径, m DT 塔顶蒸汽管直径, mhp 与单板压降相当液层高度，m how 堰上液层高度，mhw 溢流堰长度， m W釜残液流量，kmol/hWC 无效区块度，m Wd 弓形降液管高度，mws安定区宽度，m X液相中易挥发组分摩尔分率Y气相中易挥发组分摩尔分率 Z塔的有效高度，mvs塔内上升蒸汽流量，m3/s11.2. 下标：A易挥发组分 B难挥发组分L液相
35、D馏出液 h 小时i组分序号 m平均F原料液 min最小max最大 n塔板序号11.3. 希腊字母 ：相对挥发度，无因次干筛孔流量系数的修正系数 ，无因次液体表面张力， mN/m筛板厚度，mm粘度， mPa.s液体密度校正系数 V液相密度,kg/m3 开孔率 t时间,sL液相密度,kg/m3参考文献 1 、汪恺主编，机械设计标准应用手册，第1版， 机械工业出版社，1997 2 、陆美娟、张浩勤主编，化工原理，第二版；北京；化学工业出版社，2006.10 3 、化工原理课程设计，化工原理教研室 4 、姚玉英主编，化工原理（上册），新版.天津：天津大学出版社，1999.8 5 、化工设计设计基础，
36、上海科学技术出版社设计感言本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯甲苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。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较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。 课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。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都由教材和老师安排。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。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，同学之间必须紧密合作，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，课程设计让我们学到了很多东西。最后感谢蔡香丽老师在这次课程设计的精心指导！
