《大学毕设论文--苯甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计化工原理课程设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《大学毕设论文--苯甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计化工原理课程设计.doc（38页珍藏版）》请在taowenge.com淘文阁网|工程机械CAD图纸|机械工程制图|CAD装配图下载|SolidWorks_CaTia_CAD_UG_PROE_设计图分享下载上搜索。
1、化工原理课程设计设计题目： 苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计 设计人： 班级： 学号： 指导老师： 设计时间： 目 录设计任务书3前言4第一章 工艺流程设计5第二章 塔设备的工艺计算6第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算15第四章 塔板的流体力学验算18第五章 塔板负荷性能图21第六章 换热器的设计计算与选型25第七章 主要工艺管道的计算与选择28结束语30参考文献32附录33化工原理课程设计任务书设计题目：苯甲苯连续精馏塔（浮阀塔）的设计一、工艺设计部分（一）任务及操作条件1. 基本条件：含苯25(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1.25倍。2. 分离要求：塔顶产品
2、中苯含量不低于95，塔底甲苯中苯含量不高于2。3. 生产能力：每小时处理9.4吨。4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压)，单板压降0.7KPa，采用表压0.6 MPa的饱和蒸汽加热。（二）塔设备类型 浮阀塔。（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4）（四）设计内容1. 设计方案的确定、流程选择及说明。2. 塔及塔板的工艺计算 塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图；设计结果概要或设计一览表。3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总）。4. 自控系统设计（针对关键参数）。5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。6. 对本设计的评
3、述或有关问题的分析讨论。二、按要求编制相应的设计说明书设计说明书的装订顺序及要求如下：1. 封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等）2. 目录3. 设计任务书4. 前言（课程设计的目的及意义）5. 工艺流程设计6. 塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表）7. 换热器的设计计算与选型（完成后应该有结果汇总表）8. 主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表）8. 结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注）10. 设计图纸三、主要参考资料1 化工原理；2 化工设备机械基础；3 化工原理课程设计
4、；4 化工工艺设计手册四、指导教师安排 杨明平；胡忠于；陈东初；黄念东五、时间安排 第17周第18周前 言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关其他课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节，并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。为不久的将来把知识转化
5、为生产力打下了坚实的基础。本次课程设计主要是从以下四个方面进行的：工艺流程设计；塔设备的工艺计算；换热器的设计计算与选型；主要工艺管道的计算与选择。 课程设计还会有各种设计图纸和参考文献等。特别感谢杨明平老师、胡忠于老师、陈东初老师、黄念东老师、周珊同学（生科院09微生物）。在他们的支持下我的课程设计才顺利完成。第一章 工艺流程设计本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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
6、较小，故操作回流比取最小回流比的1.25倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的流程的组成包括原料贮槽、原料泵、甲苯贮槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液预热器、再沸器、原料加热器、全凝器、苯冷却器、精馏塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中间贮槽、苯贮槽、苯泵等附属设备。第二章 塔设备的工艺计算2.1 操作条件、基础数据及相关参数2.1.1 操作条件塔顶压力4KPA进料热状态泡点进料 回流比为最小回流比的1.25倍 塔底加热蒸气压力 0.6Mpa（表压） 单板压降 0.7kPa。2.1.2 基础数据进料中苯含量（质量分数）25%塔顶苯含量（质量分数）95%塔釜苯
7、含量（质量分数）2%生产能力（吨/小时）9.42.1.3相关物性参数苯和甲苯的物理参数见下表1：分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力KPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.56833.4甲苯（B）C7H892.13g/mol110.6318.574107.7饱和蒸汽压：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算1：ABC苯6.0231206.35220.34甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的相对密度见下表1：温度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0液体表面张力见下
8、表1：温度（）8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31苯甲苯液体粘度见下表1：mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2282.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.281xD=0.957xW=0.0242.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.28178.11+（1
9、-0.281）92.13=88.19kg/kmolMD= 0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.79kg/kmol2.2.3 物料衡算生产能力 9400kg/h塔顶产量 D=11.943kmol/h总物料衡算 F=119.43+W苯物料衡算 0.25F=0.9511.943+0.02W联立解得 F =36.348 kmol/h W=24.045 kmol/h2.3全塔效率ET依据4-181 ET=0.17-0.616根据塔顶、塔底液相组成查4-231,求得塔平均温度为95.15，该温度下料
10、液相平均粘度为：m=0.281苯+（1-0.281）甲苯=0.2810.267+0.7190.275=0.273mPa.s故 ET=0.17-0.616=0.51752%2.4 塔板数的确定2.4.1 理论塔板层数NT的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。2.4.1.1.绘t-x-y图和x-y图由手册1查的苯-甲苯物系的气液平衡数据表一 苯（101.3KPa）/%（mol）温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.0020.8102.7915.002
11、9.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。图一图二2.4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定
12、采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料，则xF =xq，在图二中对角线上，自点（0.281,0.281）作垂线即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.486 xq=0.281故最小回流比为Rmin=2.298则操作回流比为 R= 1.25Rmin =1.252.298=2.8732.4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定L=RD=2.873119.43=343.12kmol/hV=(R+1)D=（2.873+1）119.43=462.55 kmol/hL=L+F=343.12+363.48=706.60kmol/hV=V=462.55kmol/h2.4.1.4.求操作线方程精馏段
13、操作线方程为0.742x+0.247 提馏段操作线方程为 1.561x+0.0132.4.1.5.图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图二所示。求解结果为总理论塔板数 NT=17（包括再沸器）进料板位置 NF=82.4.2.实际塔板数的求取精馏段实际板层数 N精=7/0.52=13.4614提馏段实际板层数 N提=10/0.52=19.23202.5 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算2.5.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=4+101.3=105.3kPa每层塔板压降 P=0.70 kPa进料板压力 PF=105.3+0.7014=115.1kPa精馏段平均压力 Pm=（105.3+1
14、15.1）/2=110.2 kPa2.5.2. 操作温度计算由图二得出塔顶温度 tD=81.10 C进料板温度 tF=97.56 C精馏段平均温度 tm=（81.10+97.56）/2=89.32 C2.5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.957，查图二得 x1=0.90MVDm=0.95778.11+（1-0.957）92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.9078.11+（1-0.90）92.13=79.51 kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图二解理论板，得 MVFm=0.428278.11+（1-0.4282）92.13=86.13 kg/
15、kmol MLFm=0.266578.11+（1-0.2665）92.13=88.25kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=（78.71+86.13）/2=82.42 kg/kmolMLm=（79.51+88.25）/2=83.88 kg/kmol2.5.4.平均密度计算2.5.4.1. 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 Vm= kg/m32.5.4.2. 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/ Lm= 塔顶液相平均密度的计算有tD=81.10 C，查手册1得 A=812 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3进料板液相平均密度计算有tF=97.46 C，
16、查手册1得A=789kg/m3 B=797kg/m3 进料板液相的质量分率A= LFm= kg/m3 精馏段液相平均密度为 Lm=（883.55+794.91）/2=839.23kg/m32.5.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算有tD=81.10 C，查手册1得A=21.10 mN/m B=21.30 mN/mLDm=0.95721.10+0.04321.30=21.11 mN/m进料板液相平均表面张力的计算有tF=97.46 C，查手册1得 A=19.10 mN/m B=19.60 mN/mLFm=0.32319.10+0.67719.60=
17、19.44 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm= （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m2.5.6.液体平均黏度计算液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算由tD=81.10C，查1得 A=0.302 B=0.304=0.9570.302+0.0430.304=0.302 mPas进料板液相平均粘度的计算由tF=97.46C，查手册1得 A=0.26 B=0.29 =0.26650.26+0.72250.29=0.280 mPas精馏段液相平均粘度为 m=（0.302+0.280）/2=0.291 mPas2.6 精馏段气液负荷计算V=(R+1)D=(2.873+1)
18、 11.943=46.255 kmol/h精馏段的气、液相体积流率为m3/sm3/sLh=3.4.2 m3/s第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算3.1 塔径D参考表4-11初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度hl=0.06m。故HT-hl=0.40-0.06=0.34m=0.0441查图4-51得C20=0.072，依是4-23校正到物系表面张力为20.4mN/m时的C，即C=0.2=0.072（）0.2=0.0723umax=0.0723=1.232m/s取安全系数为0.70，则u= 0.7umax=0.701.232=0.862m/s故 D=0.731m按标准塔径圆整后为2 2-171
19、 页D=0.8m塔截面积为AT=m2实际空塔气速为u=0.733m/s3.2 溢流装置采用但溢流、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。3.2.1.溢流堰lw区堰长lw为0.66D，即Lw=0.66 0.8=0.528m3.2.2.出口堰高hwHw=hl-how由lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw2.5=3.42/0.5282.5=17.1m,查图4-91，知E为1.05，依式4-251，即How=E()2/3= 1.05 ()2/3=0.013m故 hw=0.06-0.013=0.047m3.2.3.降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由lw/D=0.
20、66查图4-111，得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1m Af=0.0722D2=0.07220.7580.82=0.035m2由式4-291计算液体在降液管中停留时间以检测降液管面积，即LS=14.74(5S符合要求)3.2.4.降液管底隙高度ho取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08m/s，依式4-301计算降液管底隙高度ho,即则 =0.020m hW-h0=0.047-0.020=0.027m3.3 塔板的布置因D=0.8=0.80m，所以采用分块式。3.3.1.边缘区宽度确定取0.065m，Wc=0.035m。3.3.
21、2.开孔区面积计算开孔区面积Aa按4-311计算， 其中 x=-(0.10+0.065)=0.235m r=-0.035=0.365m则 Aa=0.308m23.4 筛孔数n与开孔率苯甲苯体系处理的物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距t为 t=3.0 d0=3.05.0=15.0mm依式4-331筛孔数目n为n=1581.1个依式4-321计算塔板上开孔区的开孔率为，即=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范围内）每层塔板上的开孔面积Ao为Ao=Aa=0.1010.308=0.0311m2气体通过阀孔的气速为u0=m/s3.
22、5 塔有效高度Z（精馏段）Z=（14-1）0.4=3.6m第四章 浮阀的流体力学验算4.1浮阀塔的布置选用十字架型圆盘浮阀，阀径为50mm。阀重30-32克。塔板上孔径为40mm,最大开度8mm。4.1.1.开孔速度由公式Wokp=()0.51求阀孔的临界速度。精馏段Wokp=()0.51=6.92m/s提留段Wokp=()0.51=6.61m/s上下两段相应的阀孔动能因数为：Fo=6.29=11.33Fo1=6.61=11.32均属于正常操作范围。4.1.2.开孔率由公式100%求得：精馏段100%=13.3%提留段100%=11.9%考虑到塔板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用13%4.
23、1.3.阀孔总面积由公式Ao=AT%求得：Ao=2.1213%=0.275m24.1.4.浮阀总数由公式No=Ao/(0.785(do)2)求得：No=0.275/(0.785(0.04)2)=218.94.1.5.塔板上布置浮阀的有效操作面积已知Wd=0.204取WF=0.070；Wc=0.05;由公式可求：x=D/2-(Wd+WF)=1.7/2-(0.204+0.070)=0.576m=D/2-Wc=1.7/2-0.050=0.80m由公式A=2x可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为：A=20.576=1.53m塔板有效操作面积为：=100%=72.2%4.1.6.浮阀的排列浮阀采用等腰三角
24、形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间间距t1=75mm，由公式t=求得：t=0.093 取t=90mm4.2 雾沫夹带量ev的验算液沫夹带量由4-411计算hf=2.5hL=2.50.06=0.15则 kg液/kg气u0，min稳定系数为故在本设计中无明显漏液。4.4 液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式 板上不设计进口堰，hd可由4-451算得 m液柱Hd可由4-441算得Hd=hp+ hL+ hdHd = 0.073+0.060+0.00124=0.112m液柱苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，则 =0.5（0.4+0.047）=
25、0.223m 则本设计中不会发生液泛现象。根据以上塔板的各项流体力学验算。可以认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。第五章 塔板负荷性能图5.1 雾沫夹带线依据式4-411以ev=0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.047m lw=0.528mhOW=故 hf=0.118+5.5Ls2/3 =0.1整理得 （1）在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如附表1。附表1Ls，m3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1.111.050.970.26由上表可作出液沫夹带线（1），
26、如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示。5.2 液泛线联立式4-441及式4-461得近似取 由式4-341， 由式4-351 由式4-371等得 由式4-451，将为0.3m， 等代入4-441及式4-461的联立式得： （2）在操作范围内取若干个值，依（2）式计算值，列于附表2，依表中数据做液泛线附表2Ls，m3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1.4211.3161.1450.927由上表数据可以作出液泛线（2），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：.5.3 液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，由式4-291 0.0035m2/
27、s （3）液相负荷上限线（3）在-坐标图上为与气体流量无关的垂直线。如下图三所示：（四） 漏液线(气相负荷下限线)（4）由 前面已算出为0.0311 代入上式整理得： （4）此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个值，依（4）式计算相应的值，列于附表3，附表3Ls，m3/s0.00010.00050.0010.005Vs，m3/s0.33790.34090.34790.3621依据附表3中的数据做气相负荷下限线（4），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：（五）液相负荷下限线（5）取平堰，堰上液层高度作为液相负荷下限条件依式4-45 1 取 则 整理上式得 （5）依此值在-图上做线
28、（5）即为液相负荷下限线。如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：第六章 换热器的设计计算与选型6.1 原料预热器的计算6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在进料前经过初步的预热，加热介质用塔釜留出产品的余热加热，混合物料通入管程，塔釜产品通过壳程。6.1.2 混合物料的初始温度为湘潭市地区平均气温17.4，出口温度为40，故混合物料的定性温度tm=（17.4+40）/2=28.7，塔釜产品的初始温即为塔釜温度，根据试差法计算得塔釜温度为82.1.其出口温度为40，则产品的定性温度为Tm=（81.1+40）/2=60.05.两流体的温差为Tm-tm=60.05-28.7=31.3
29、550因此，选用固定板式列管换热器。6.1.3 计算热负荷Q按照管内釜残液计算，即Q=Whcph(T1-T2)=1.034106W6.1.4.计算平均温度，并确定壳程数。逆流温度tm=(t1-t2)/=30.8tm=30.8R=1.82P=0.355由R和P插图2-13（a）得t=1，所以tm=ttm=130.8=30.8又t=0.8，故可选用单壳程的列管换热器。6.1.5.初选换热器规格根据管内为有机液体，管外为水，K值范围为280-850W/(m2.),初选Ko=500 W/(m2.)。故初选固定管板式换热器规格尺寸如下3：公称面积 12.2m2公称直径 325mm管程 2管子总根数 32
30、中心排管数 14管程流通面积 0.0050m2列管长度 3000mm管子直径 252.5mm管子排列方法 正方形旋转45So=ndo(L-0.1)=3.143200202.999=6.03m26.2.塔釜再沸器塔釜采用0.6mpa(表压)饱和水蒸汽加热，温度T=164.8而t2=120，t1=tw=97.6则t1=T-t1= 67.2 .t2=T-t2=44.8tm=55.31由于塔釜几乎为甲苯，则可用纯甲苯含计算釜残液的含。即：Ivm-Ilm=r甲苯=36392.13=33443.20kJ/kmol而被加热量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s故加热量Qw=q
31、mr=33443.20.0164=549.5kJ/s由于t=t2-t1=22.4温度差很小，可选用固定管板式换热器3，传热面积A=Qw/Ktm=459.51000/(50055.31)=11.62m2可选用换热器规格如下：公称面积 12.2m2公称直径 400mm管程 4管子总根数 146中心排管数 14管程流通面积 0.0065m2列管长度 1500mm管子直径 253mm管子排列方法 正三角形6.3.塔顶全凝器塔顶温度tD=81.1,冷凝水温度t1=17.4，t2=30.4所以t1=tD-t1=81.1-17.4=63.7t2=tD-t2=81.1-30.4=50.7tm=57.04由于t
32、D=81.1，查液体比汽化热共线图1可得r苯=392kJ/kg即r苯=30619.12kJ/kmol塔顶被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s则冷凝热为QD=qmr苯=30619.120.0128=393.24kJ/s取传热系数K=500w/cm2k.则传热面积A=QD/Ktm=393.241000/(50057.04)=13.8m2由于t=t2-t1=13温度差较小，可选用固定管板式换热器3。可选用规格如下：公称面积14.0m2公称直径400mm管程2管子总根数94中心排管数11流通面积0.0148m2列管长度2000mm管子直径252.5mm管子排列方
33、法正三角形第七章 主要工艺管道的计算与选择7.1 塔顶蒸气出口管的直径dV塔顶蒸汽流量V=0.2823m3/S取管内蒸汽流速u=15m/s则管径 m =155mm故选取回流管规格3外径厚度 1685mm，则管内径d=158mm.所以塔顶蒸汽接管内实际流量u=14.405m/s7.2.回流管的直径dR回流流量L=59.15kmol/h。塔顶液相平均摩尔质量M=88.19kg/kmol，平均=2.88kg/m3。则液体流量Vl=(LM)/=(59.1588.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503取管内流速2.0m/s则管径0.566m=566mm故选取回流管规格3外径厚度60015m
34、m.则管内直径d=570mm回流管内实际流量u=(4v)/(d2)=1.972m/s7.3.进料管的直径dF采用直管进料F=36.34kg/h平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩尔质量MF=88.19kg/mol，则体积流量V=FMF/pF=0.00113m3/s取管内流速为u=0.6m/s则管径=49mm故可选取进料管规格3573.5，则管内径d=50mm.进管实际流速u=(4V)/(d2) =0.576m/s 7.4.塔底出料管的直径dW塔釜w=24.45kmpl/h,m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol故体积流量V=(24.4591.91)/776.8=2.89
35、m3/h=0.00080m3/s取管内流速u=0.5m/s则d=0.0447m=45mm可取排出管规格3543，则管内径d=48mm,接管内实际流速u=0.442m/s7.5.塔顶产品的出口管径D=11.943kmol/h。m=810.3kg/m3,平均摩尔质量M=78.71kg/kmol故塔顶产品体积流量V=1.16m3/h=0.00032m3/s取管内流速u=1.5m/s则d=0.0164m=16.4mm故可取产品出口管规格3外径厚度180.5.则：实际管径d=17mm塔顶产品实际出口流速u=1.412m/s结束语在为期将近两个礼拜的时间，我终于在老师的引导下，自行图书馆借书、上网搜寻资料
36、，最终完成了此次课程设计。本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计的一套苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计。通过这次课程设计我经历并学到了很多知识，熟悉了大量课程内容，懂得了许多做事方法，可谓是我从中受益匪浅，我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到课题的那一刻起我就想着要尽最大努力把完全靠自己把它做全做好。 万事开头难，出了最小回流我从最简单的物料衡算开始，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。然后是回流比的确定，应用分离工程中的计算式出了最小回流比，然后通过分析确定了放大倍数求出了实际回流比。同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算得
37、出。接下来塔的工艺尺寸计算，筛板流体力学验算，塔板负荷性能图计算等一个接一个的被我们拿下，当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发现得出的验算值小于规定值，这一下打乱了行进步骤。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。这次历时近两周的的课程设计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，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我积极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、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解决问题的能力。每做一件
38、事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上来看一件事情，不少人会觉得我们的课程设计很简单，特别是用电子稿的会更简单。我想说的是，用电子档的十分的不容易，里面有好多的公式编辑，在word里面找到一个符号都是十分的不容易的。用电子稿的时候，你不能够很方便的看到自己前面编写的设计，有时候我们不一定就能够记住我们自己前面编辑好和算好了的数据，后面要用到的时候，我们必须自己翻到前面去看，而且这次的设计，里面有好多的数据，好多的计算，我不得不一下子就要找到前面的数据。这样的工作让人枯燥、窒息。在这次设计中我学会了忍受，学会了从总体考虑问题，学会了其他的种种。虽然我做的不是最优秀的，但我是认真的在做
39、。本来写到这里就结束了我的体会的。但是后来我经过多次的和老师同学的讨论之后，自己又更改了部分的内容之后，又有了许多的感受，特别是和杨明平老师、胡忠于老师、周珊同学（生科院09微生物专业）的交流后，有了更多的体会。在这里再一次的感谢杨明平老师、胡忠于老师对我的耐心知道。感谢和我一起讨论与交流的同学。要做好一件事情的确不容易，特别是要做好一件事情，做到很完美的时候更是不容易。杨老师在我的这次课程设计中给予了我很大的帮助。不过我只能够惭愧的说，我的课程设计还没有达到杨老师的要求，现在我没有多少时间来修改了，因为我发现我以前上课没有好好的听课，所以现在做课程设计的时候好多东西自己不知道用，有的知道要用
40、到它，但是自己不能够把握住他。这次让我再一次相信了厚积薄发的道理。希望这次的课程设计不仅给予我学业上的提高，同时也给予我认识路上的经验。参考文献1化工原理课程设计2化工工艺设计手册3化工原理4化工设备机械基础附录附录一：塔设备的工艺计算结果汇总表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa110.2略各段平均温度tm89.32平均流量气相Vsm3/s0.368液相Lsm3/s0.00095实际塔板数N块14板间距HTM0.4塔的有效高度ZM3.6塔径DM0.8空塔气速m/s0.733塔板液流形式单流型溢流装置溢流管形式弓形堰长Lwm0.528堰高Hwm0.047溢流堰宽度Wdm0.1管底与受